Dib Gebara

Desempenho de um reator aeróbio de leito fluidizado no tratamento de esgoto sanitário

Tese apresentada a Escola Politécnica da

Universidade de São Paulo para obtenção do título

de Doutor em Engenharia.

São Paulo 2006

Dib Gebara

Desempenho de um reator aeróbio de leito fluidizado no tratamento de esgoto sanitário

Tese apresentada a Escola Politécnica da

Universidade de São Paulo para obtenção do

título de Doutor em Engenharia.

Área de concentração: Engenharia Hidráulica e

Sanitária

Orientador: Prof. Dr. Pedro Alem Sobrinho

São Paulo 2006

FICHA CATALOGRÁFICA

Gebara, Dib Desempenho de um reator aeróbio de leito fluidizado no tra-

tamento de esgoto sanitário / D. Gebara. -- ed.rev. -- São Paulo, 2006.

400 p.

Tese (Doutorado) - Escola Politécnica da Universidade de São Paulo. Departamento de Engenharia Hidráulica e Sanitária.

1.Tratamento de esgotos sanitários 2.Reatores aeróbios 3.Flotação I.Universidade de São Paulo. Escola Politécnica. Departamento de Engenharia Hidráulica e Sanitária II.t.

Este exemplar foi revisado e alterado em relação à versão original, sob responsabilidade única do autor e com a anuência de seu orientador. São Paulo, 29 de maio de 2006 Assinatura do autor: ____________________ Assinatura do Orientador: __________________

DEDICATÓRIA

À minha esposa Judite mãe de meus filhos e companheira, que me acompanha, me apóia e é grande incentivadora desta minha caminhada. Aos meus filhos Ana Claudia e Dib Neto meu orgulho e minha alegria. À minha mãe Eneide, pois mesmo viúva e me esperando, educou–me mostrando o caminho da honestidade e do bem servir, incentivando-me e dando sempre seu apoio incansável para meu crescimento pessoal. Às minhas irmãs Laila e Nádia que sempre na hora do aperto prontamente me ajudaram.

AGRADECIMENTOS Ao Prof Dr Pedro Alem Sobrinho, pelo apoio constante, pelos “pitos” e pela compreensão de

minhas limitações, orientando-me sempre na condução deste trabalho, contribuindo sobremaneira para

o meu crescimento profissional.

Ao Prof. Dr. Milton Dall’Aglio Sobrinho amigo desde os tempos de graduação e mestrado na

Escola de Engenharia de São Carlos-USP, e depois na própria UNESP, sempre procurando me ajudar,

deixando muitas vezes seu convívio familiar para me socorrer e mudando sua área de atuação na

pesquisa, só para me ajudar.

À Profa Dra Mônica Pinto Barbosa amiga desde os tempos de mestrado na Escola de

Engenharia de São Carlos-USP, e depois na própria UNESP, como ela toda hora diz minha segunda

“mãe”, sempre pronta a me dar bronca e passar o pito, incentivando e cobrando o término deste

trabalho.

Ao Prof Dr Roque amigo desde os tempos de graduação e mestrado na Escola de Engenharia

de São Carlos-USP pelo constante incentivo em realizar este meu trabalho.

Ao Departamento de Engenharia Hidráulica e Sanitária da Escola Politécnica-USP pelo apoio

e carinho que me receberam para a realização de meu doutorado. Em particular aos Prof Dra Dione e

Dr Sidney por momentos de ajuda e descontração nesta minha caminhada.

À Universidade Estadual Paulista - UNESP , através da Faculdade de Engenharia, Campus de

Ilha Solteira pelo carinho que me recebeu a quase 25anos.

Aos colegas da pos - graduação da Poli: Solange, Danielle, Américo, Nuvolari e tantos outros,

e em especial ao novo amigo Ricardo Costanzi pelo constante incentivo.

À Srta Iara e aos Srs Ricardo e Odorico funcionários da secretaria do PHD sempre solícitos

prestando ajuda e fornecendo as informações necessárias com rapidez.

Quanto ao amigo Humberto este merece um agradecimento mais especial ainda, pois até hoje

me ajuda fazendo os desenhos e esquemas de minha tese. Espero que neste ano de 2006 seu ingresso

no doutorado da Escola Politécnica seja coroado de êxito.

Aos colegas da área de Hidráulica e Saneamento do Departamento de Engenharia Civil da

Faculdade de Engenharia de Ilha Solteira-UNESP, Mauricio, Geraldo, Edson, Jefferson, Tsunao e

Milton, pela amizade, apoio e incentivo dado a mim nestes anos de convivência. Inclusive assumindo

várias atividades para que eu pudesse terminar meu trabalho.

Aos colegas do Departamento de Engenharia Civil da Faculdade de Engenharia de Ilha

Solteira-UNESP pela amizade, apoio e incentivo me dado nestes anos de convivência.

Aos colegas da UNESP em especial os da Faculdade de Engenharia de Ilha Solteira pela

amizade, apoio e incentivo me dado nestes quase 25 anos de convivência. Em especial quero

agradecer os profs Milton, Carlos Augusto (Cory), Alcebíades (Maranhão) e Renato.

Aos Profs Adriano, Jose Antonio e Antonio Alves do Departamento de Engenharia Civil da

Faculdade de Engenharia de Ilha Solteira-UNESP, por terem me ajudado no projeto estrutural da

Torre de Madeira onde foi instalado meu experimento.

Aos técnicos Departamento de Engenharia Civil da Faculdade de Engenharia de Ilha Solteira-

UNESP, srs Cavassano, Silvio, Mário, Gilson, Ronaldo, Ozias e Gilberto( hoje atuando em outro

departamento) que com seu suor e amizade não se furtaram a construir a torre de 12m, dedicando o

máximo de si, para que em um curto espaço de tempo pudesse ser instalado meu experimento, em

troca de um simples obrigado. Gostaria de deixar registrado que espero um dia retribuir este gesto

grandioso de vocês.

Aos funcionários do setor de manutenção da Faculdade de Engenharia de Ilha Solteira-

UNESP, srs Marmelada, Moises e Edmilson pelo pronto atendimento sempre que necessário.

Aos ex-orientados e amigos Ellber, Fabrício, Alessandro, Fabio, Jean, Luciano Neves,

Raphael, Sueila, Gustavo, Orlando, Saulo e Humberto pela confiança em mim depositada e na ajuda

inicial prestada por vocês a este meu trabalho. O Gustavo está terminando seu doutorado e o Orlando

esta começando seu doutorado na EESC-USP. O Saulo fez mestrado no ITA/EMBRAER.

À Prefeitura Municipal de Ilha Solteira/SP que permitiu a instalação de meu experimento

junto à Estação Elevatória de Esgoto-R2, fornecendo material elétrico e pagando a conta de luz.

Aos funcionários da Prefeitura Municipal de Ilha Solteira/SP lotados no R2, Srs Daniel,

Motorola e Tiquim, e como não poderia esquecer jamais do Sr Lazáro que ligou minha bancada à rede

elétrica da estação, possibilitando realizar meu experimento.

À FAPESP pelo auxilio financeiro dado ao projeto de reatores aeróbios de Leito Fluidizado

( Processo 01/12458-4).

À FUNDUNESP pelo auxilio financeiro dado a este projeto (Processos 279/2001 e 530/2003).

Por fim quero agradecer a DEUS, este arquiteto do universo, por tudo de bom que me tem

proporcionado nesta vida e registrar meus agradecimentos a todos que de uma forma direta ou indireta

me ajudaram nesta empreitada de minha vida, que por ventura tenha esquecido.

RESUMO

GEBARA,DIB (2006)- Desempenho de um reator aeróbio de leito fluidizado no tratamento de esgoto sanitário. São Paulo, 400p. Tese (Doutorado), Escola Politécnica, Universidade de São Paulo.

Apresenta-se a investigação experimental do tratamento de esgoto sanitário, submetido apenas a gradeamento, por meio de reatores aeróbios de leito trifásico com circulação em tubos concêntricos induzida por injeção de ar. Foram construídos dois reatores com 0,25m de diâmetro externo, 0,20m de diâmetro interno e alturas de 6m (R6) e 12m (R12). O meio suporte utilizado (fase sólida) foi areia com 0,27mm de diâmetro médio. Os tempos de detenção hidráulica investigados variaram entre 1,0h e 8,0h, com concentração de sólidos de 50g/l e 100g/l. Nas etapas iniciais do trabalho houve a necessidade de vazões de ar da ordem de 6000 l/h para manter o meio em suspensão, introduzindo uma quantidade de oxigênio superior ao necessário para o tratamento. Para diminuir a vazão de ar foi utilizado um propulsor axial no tubo de subida para auxiliar a circulação do meio trifásico, o que permitiu reduzir as vazões de ar para cerca de 3500 l/h. Os melhores resultados desta fase foram obtidos com TDH = 3h e 100g/l de areia. As remoções médias de DBO bruta, e filtrada, DQO bruta e filtrada e NTK foram de 89%, 99%, 84%, 95% e 87%, respectivamente, para o R12 e de 89%, 98%, 82%, 95% e 86%, respectivamente, para o R6, sem diferenças estatisticamente significativas entre os reatores. As remoções médias de fósforo total para os reatores R12 e R6 com TDH = 3h foram 31% e 32%. Entretanto, foi produzida uma parcela de sólidos em suspensão de baixa sedimentabilidade, que prejudicava a qualidade do efluente final. As soluções investigadas para este problema foram a utilização de uma câmara de flotação no R12 e a diminuição do diâmetro do tubo de subida, implantada no R6. Ambos os reatores foram ensaiados com TDH = 3h e 100g/l de areia. O sistema de flotação foi avaliado com taxas de recirculação de 15% e 20%. O efluente final resultante ainda continha uma parcela indesejável de biomassa suspensa. A remoção média de fósforo total durante essa etapa foi de 42 %. De forma geral não houve melhorias estatisticamente significativas na operação do flotador na remoção de fósforo e nos demais parâmetros avaliados. Entretanto ensaios em laboratório mostraram que com a adição de 75 mg/l de Cloreto Férrico a remoção de fósforo total aumentou para 87 %. A redução do diâmetro do tubo interno no R6 permitiu diminuir as vazões iniciais para 1500 l/h sem problemas de suspensão do leito, sendo posteriormente aumentado para 2100 l/h por exigência do tratamento biológico. As remoções médias de DQO e DBO brutas, NT, e Fósforo Total situaram-se em 91%, 88%, 72% e 32% respectivamente. O reator apresentou bom desempenho hidrodinâmico, melhorando os problemas de sedimentabilidade do lodo e as características físicas do efluente. A pesquisa mostra que a solução de leito trifásico com circulação é tecnicamente viável para o tratamento de esgoto sanitário submetido apenas a gradeamento. A câmara de flotação integrada mostrou-se tão eficiente quanto os decantadores, com a vantagem de permitir aumento significativo na remoção de fósforo com a adição de floculantes. Os dados demonstraram também que é possível controlar as condições hidrodinâmicas para a produção de lodo com melhor sedimentabilidade e para otimizar a necessidade de injeção de ar, atuando sobre a relação entre os diâmetros interno e externo. Os aspectos econômicos envolvidos na utilização eficiente do ar constituem a principal necessidade de pesquisa visando à adoção da tecnologia para a utilização proposta. Palavras Chaves: leito fluidizado, biofilme, remoção de nitrogênio e fósforo, reatores aeróbios, esgoto sanitário

ABSTRACT

GEBARA,DIB (2006)- Performance of an aerobic fluidized bed reactor in sanitary sewage treatment. São Paulo, 400p. Tese (Doutorado), Escola Politécnica, Universidade de São Paulo.

The experimental investigation of the sanitary sewage treatment, submitted only to screening, through three-phase bed aerobic reactors with circulation in concentric tubes induced by air injection, is presented. Two reactors had been constructed, with 0.25 m external diameter, 0.20 m internal diameter, and 6m (R6) and 12m (R12) high, respectively. The support medium (solid phase) was sand with 0.27 mm medium diameter. The hydraulic detention times investigated ranged between 1.0 h and 8.0 h, with solid concentrations of 50 g/l and 100 g/l. At the initial stages of the research, the reactors needed to work with air outflow of 6000 l/h, to maintain the support medium suspended, introducing an oxygen quantity higher than the necessary to the treatment. To reduce the air outflow, an axial propeller had been used at the ascent tube to aid the circulation, allowing to reduce the air outflows to about 3500 l/h. The best results for this stage had been obtained with HDT = 3h and 100g sand/l. The averaged removal of rough and filtered BOD, rough and filtered COD, and TKN for the R12 were 89%, 99%, 84%, 95%, and 87%, respectively. For the R6 the values were 89%, 98%, 82%, 95%, and 86%, respectively, without statistically significant differences between the R6 and R12. The averaged total phosphorus removal for R12 and R6 were 31 and 32%, with HDT = 3h. However, a low sedimentability portion of suspending solids had been produced, which prejudiced the final effluent quality. The solutions investigated to solve this problem were a flotation chamber in the R12 and the reduction of the ascent tube diameter, in the R6. Both reactors had been analyzed with HDT = 3h and 100g sand/l. The flotation system had been analyzed with recirculation rate of 15% and 20%. The final effluent still contained an undesired suspended biomass portion. The medium total phosphorus removal during this stage was 42%. Generally, there was no statistically significative improvements at the flotation tank operation in the phosphorus removal and others evaluated parameters. Laboratory assays, however, showed that adding 75 mg ferric chloride, the total phosphorus removal increased to 87%. The intern tube diameter reduction at the R6 diminished the initial outflow to 1500 l/h, without bed suspension problems. The outflow was later increased to 2100 l/h, due to the biological treatment. The medium removal of CDO, BOD, NT ant total phosphorus were 91%, 88%, 72%, and 32%, respectively. The reactor presented good hydrodynamic performance, improving the sedimentability problems of the sludge and the effluent physical characteristics. The research shows that the triphasic bed with circulation solution is technically feasible for the sanitary sewerage treatment submitted only to screening. The integrated flotation chamber was as efficient as the sedimentations tanks, with the advantage of to allow significative increase in the phosphorus removal with coagulants addition. The data also shown that it is possible to control the hydrodynamic conditions to produce sludge with better sedimentability and to optimize the air injection necessity, influencing the relation between the internal and the external diameters. The economical aspects involved in the efficient use of the air constitutes the principal research necessity, aiming the adoption of the technology to the proposed use. Key words: fluidized bed, biofilm, nitrogen and phosphorus removal, aerobic reactors, sanitary sewage.

Lista de Figuras Figura 1.1: Esquema de um reator BAS, tipo “air-lift”, segundo Heijnen (1990) ............................... 24Figura 3.1: Formas de fluidização do leito. Adaptado de Levenspiel e Kunii (1991) .......................... 28Figura 3.2: Volume de controle utilizado no balanço de quantidade de movimento. Adaptado de Courderc (1985) ............................................................................................................................... 31Figura 3.3: Relação entre queda de pressão e velocidade para um leito de areia uniforme. Adaptado de Shirai (1958, apud Levenspiel e Kunii, 1991) ................................................................................... 36Figura 3.4: Expansão do leito e início de borbulhamento em relação à velocidade de fluxo ascendente. Lf = altura do leito; Lm = 130,8cm. Adaptado de Morooka (1973, apud Levenspiel e Kunii, 1991) e Miyauchi et al (1981, apud Levenspiel e Kunii, 1991) ...................................................................... 37Figura 3.5: Representação esquemática de um biofilme. Adaptado de Von Sperling (1996)............... 39Figura 3.6: Gradientes de concentração de substrato (S) em biofilmes de diferentes espessuras. Adaptado de Von Sperling (1996)..................................................................................................... 39Figura 3.7: Estrutura do biofilme – (a) representação esquemática da influência da concentração do substrato (aumentado da esquerda para direita) e das forças de atrito (diminuindo da esquerda para direita); (b) simulação do biofilme sob a ação do campo de velocidades. Adaptado de Nicolella et al. (2000b) ............................................................................................................................................ 43Figura 3.8: Classificação dos biofilmes segundo Heijnen et al. (1991)............................................... 44Figura 3.9: Variação no tempo da biomassa e remoção de substrato, indicando as fases de indução, acumulação e estabilização. Adaptado de Trulear e Characklis (1982) .............................................. 46Figura 3.10: Formas de imobilização e sua classificação em termos do fenômeno físico de localização. Adaptado de Karel et al. (1985). ....................................................................................................... 48Figura 3.11: Esquema de um reator USB (Upflow Sludge Blanket). Adaptado de Nicolella et al. (2000a)............................................................................................................................................. 49Figura 3.12: Esquema de um reator BFB (Biofilm Fluidized Bed). Adaptado de Nicolella et al. (2000a)................................................................................................. 50Figura 3.13: Esquema de um reator ESGB (Expanded Granular Sludge Blanket). Adaptado de Nicolella et al. (2000a) ..................................................................................................................... 50Figura 3.14: Esquema de um reator IC (Internal circulation). Adaptado de Nicolella et al. (2000a).... 51Figura 3.15: Esquema do processo de tratamento por leito fluidizado. Adaptado de Heijnen et al. (1989) .............................................................................................................................................. 53Figura 3.16: Variáveis envolvidas em projetos de reatores de leito expandido/fluidizado. Adaptado: Mendonça, (2004) e Nicolella et al. (2000a)...................................................................................... 55Figura 3.17: Efeito da velocidade sobre a concentração de biomassa. Adaptado de Shieh et al.(1981) ......................................................................................................... 63Figura 3.18: Efeito do tamanho do meio na concentração de biomassa. Adaptado de Shieh et al.(1981) ......................................................................................................... 64Figura 3.19: Efeito da espessura do biofilme na concentração de biomassa. Adaptado de Shieh et al.(1981)........................................................................................................................................... 65Figura 3.20: Efeito do teor de umidade do biofilme sobre a concentração de biomassa. Adaptado de Shieh et al.(1981) ............................................................................................................................. 65Figura 3.21: Comportamento da fração volumétrica de gás no tubo interno com injetores cilíndricos. Adaptado de Merchuk et al. (1997)................................................................................................... 67Figura 3.22: Variação da fração volumétrica de gás no tubo de subida em função da velocidade superficial do gás, concentração de sólidos e diâmetros dos orifícios (• - 1,6mm; - 1,0mm; - 0,5mm) (a) sólidos de baixa massa específica, (b) sólidos com alta massa específica. Adaptado de Freitas et al. (2000)........................................................................................................................... 68Figura 3.23: Esquema de um reator BAS (Biofilm Airlift Suspension). Adaptado de Nicolella et al. (2000a)............................................................................................................................................. 70Figura 3.24: Regime de circulação de bolhas em função da vazão de gás Adaptado de Heijnen et al. (1997) .............................................................................................................................................. 72Figura 3.25: Representação esquemática da expansão no tubo interno (subida) e externo (descida) como função da velocidade superficial do gás. Adaptado de Van Benthum et al. (1999b).................. 75

Figura 3.26: Influência da concentração e massa específica dos sólidos sobre a fração volumétrica de gás em função do diâmetro do orifício do injetor e da vazão de ar (2100 l/h: Ο - baixa massa específica, • - alta massa específica; 5300 l/h: - baixa massa específica, - alta massa específica; 8000 l/h: ◊ - baixa massa específica, ♦ - alta massa específica; 11800 l/h: ∇ - Baixa massa específica, - alta massa específica). Adaptado de Freitas et al. (2000) ............................................................ 77Figura 3.27: Efeito da concentração e massa específica dos sólidos – a) sólidos de alta massa específica; b) sólidos de baixa massa específica. Adaptado de Freitas et al. (2000)............................ 78Figura 3.28: Expansão (fração de gás) no tubo interno em função da potência inserida. Adaptado de Bello et al. (1984)............................................................................................................................. 79Figura 3.29: Variação da expansão (fração de gás) no tubo interno.Adaptado de Bello et al. (1984) .. 79Figura 3.30: Gráfico com os resultados de KLa dos trabalhos citados na tabela 3.15. Adaptado de Bello et al. (1984) ...................................................................................................................................... 81Figura 3.31: KLa em função da potência injetada pelo ar por volume unitário. Dados obtidos por Bello et al. (1984), em modelos de circulação externa. Adaptado de Bello et al. (1984) .............................. 82Figura 3.32: KLa em função da potência injetada pelo ar por volume unitário. Adaptado de Bello et al. (1984) .............................................................................................................................................. 82Figura 3.33: Esquema do volume de controle no modelo de Chisti. Adaptado: Chisti et al. (1987)..... 85Figura. 3.34: Representação esquemática do fluxo de massa e de energia para modelo hidrodinâmico. Adaptado de Merchuk e Berzin (1995) ............................................................................................. 99Figura 3.35: Representação esquemática do reator air-lift. Adaptado Merchuk e Berzin (1995) ......... 99Figura 3.36: Efeito do diâmetro das partículas na concentração de biomassa. Adaptado de Heijnen et al.(1991)......................................................................................................................................... 110Figura 3.37: Relação entre a biomassa na partícula e a biomassa em suspensão, em função da taxa de diluição. Adaptado de Heijnen et al. (1992) .................................................................................... 111Figura 3.38: Relação entre a biomassa na partícula e a biomassa em suspensão, em função do tempo de detenção hidráulico. Adaptado de Heijnen et al. (1992) .............................................................. 111Figura 3.39: Efeito do tempo de detenção hidráulico no desenvolvimento do biofilme em reator BAS. Adaptado de Heijnen et al. (1992)................................................................................................... 112Figura 3.40: Concentrações de nitrogênio, nas suas diversas formas, encontradas no esgoto sanitário em algumas regiões brasileiras. Adaptado de Mendonça (2004)...................................................... 113Figura 3.41: Ciclo do nitrogênio. Adaptado de Colliver e Stephenson (2000) .................................. 114Figura 3.42: Reações e características envolvidas na nitrificação. Adaptado de Barnes e Bliss (1983) e Sedlak (1991) ................................................................................................................................. 115Figura 3.43: Reações e características envolvidas na desnitrificação. Adaptado de Torres et al. (1998)..................................................................................................... 118Figura 3.44: Processos biológicos de remoção de nitrogênio ........................................................... 119Figura 3.45: Perfil de concentração de oxigênio, matéria orgânica e nitrato no biofilme – Completamente penetrado pelo nitrato. Adaptado de Hagedorn-Olsen et al. (1994) ... 121Figura 3.46: Perfil de concentração de oxigênio, matéria orgânica e nitrato no biofilme – Parcialmente penetrado pelo nitrato. Adaptado de Hagedorn-Olsen et al. (1994)........ 121Figura 3.47: Perfil de nitrogênio no interior do biofilme. Adaptado de Iwai e Kitao,( 1994) ............ 122Figura 4.1: Estrutura de suporte dos reatores................................................................................... 124Figura 4.2: Esquema inicial da bancada experimental ..................................................................... 125Figura 4.3: Esquema inicial dos decantadores ................................................................................. 126Figura 4.4: Detalhe dos difusores de ar (pedra sinterizada).............................................................. 129Figura 4.5: Detalhe do injetor de ar (PVC)...................................................................................... 129Figura 4.6: Detalhe esquemático – Região do decantador................................................................ 130Figura 4.7: Etapas de Trabalho ....................................................................................................... 131Figura 4.8: Detalhe esquemático – Bomba de eixo vertical.............................................................. 132Figura 4.9: Esquema do flotador proposto....................................................................................... 134Figura 4.10: Esquema alimentação – Sistema de flotação................................................................ 135Figura 4.11a: Rotâmetro ................................................................................................................. 135Figura 4.11b: Válvula e entrada câmara de flotação ........................................................................ 135Figura 4.12a: Câmara de flotação.................................................................................................... 136Figura 4.12b: Injetores.................................................................................................................... 136

Figura 4.13: Esquema do flotador com os pontos de coleta das amostras......................................... 136Figura 4.14: Exemplos da etapa de análise da seqüência de dados e seleção dos pontos para o ajuste com dados brutos de dois ensaios.................................................................................................... 140Figura 4.15: Exemplos da etapa de análise da seqüência de dados e seleção dos pontos para o ajuste com dados brutos de dois ensaios.................................................................................................... 140Figura 4.16: Exemplo da fase de estimativa inicial dos parâmetros de ajuste por meio visual. ......... 141Figura 4.17: Exemplo da tela após a execução da fase final do programa, com os valores calculados em vermelho................................................................................................................................... 142Figura 4.18: Esquema da sonda de condutividade elétrica com suas dimensões Fonte: Guardia Filho (2001). .......................................................................................................... 145Figura 4.19: Foto da sonda utilizada. .............................................................................................. 145Figura 4.20: Ambiente de trabalho do programa de aquisição.......................................................... 146Figura 4.21 – Tensão em função do tempo durante ensaio com traçador.......................................... 146Figura 4.22: Esquema dos pontos de coleta de amostras de sólidos.................................................. 149Figura 4.23: Esquema da determinação da expansão do leito........................................................... 150Figura 4.24: Aparato experimental fonte: (Metcalf e Eddy, 1991) ................................................... 154Figura 4.25: Curva de calibração da proveta ................................................................................... 156Figura 5.1: Expansão total observada no reator R12 com água limpa............................................... 159Figura 5.2: Expansão total observada no reator R6 com água limpa ................................................ 160Figura 5.3: Comportamento da expansão em função da vazão de ar para várias quantidades de areia no reator R12 ...................................................................................................................................... 161Figura 5.4: Variação da expansão com a variação da quantidade de areia no reator R12, para várias vazões de operação......................................................................................................................... 161Figura 5.5: Comportamento da expansão em função da vazão de ar para várias quantidades de areia no reator R6 ........................................................................................................................................ 162Figura 5.6: Variação da expansão com a variação da quantidade de areia no reator R6, para várias vazões de operação......................................................................................................................... 162Figura 5.7: Concentração de areia ao longo da altura do reator R12, observada com vazões de ar entre 1.000 l/h e 5.000 l/h........................................................................................................................ 163Figura 5.8: Concentração de areia ao longo da altura do reator R12, observada com vazões de ar entre 1.000 l/h e 7.000 l/h........................................................................................................................ 164Figura 5.9: Concentração de areia ao longo da altura do reator R12 em função das vazões de ar, para concentração nominal esperada de 100g/l ....................................................................................... 165Figura 5.10: Concentração de areia ao longo da altura do reator, observada com vazões de ar entre 4.000 l/h e 8.000 l/h, para concentração nominal esperada de 125g/l ............................................... 166Figura 5.11: Curva de calibração da proveta para determinação da massa de areia em função do volume sedimentado....................................................................................................................... 167Figura 5.12: Relação entre a areia colocada no reator R12 (concentração nominal) e a concentração média em suspensão observada para vazões de 2000 a 6000 l/h....................................................... 168Figura 5.13: Efeito do diâmetro interno sobre as velocidades de circulação induzidas pelo ar .......... 169Figura 5.14: Velocidades de circulação induzidas em função da velocidade superficial do ar injetado, para várias configurações de reatores .............................................................................................. 169Figura 6.1: KLa20 do R12 em função da vazão de ar injetada e do tipo de injetor.............................. 172Figura 6.2: KLa20 do R6, configuração 250-200 em função da vazão de ar injetada.......................... 173Figura 6.3: KLa20 dos reatores R12 e R6 em função da vazão de ar injetada..................................... 173Figura 6.4: Taxa padrão de transferência de oxigênio (SOTR) em função da vazão de ar para os dois reatores .......................................................................................................................................... 174Figura 6.5: Taxa de transferência de oxigênio por Watt consumido (SAE), em função da vazão de ar injetado, para as duas alturas de reator utilizadas............................................................................. 175Figura 6.6: Proporção transferida ao meio do oxigênio disponível no ar injetado............................. 175Figura 6.7: Efeito da concentração de meio suporte sobre o coeficiente global de transferência de oxigênio (KLa) do R12.................................................................................................................... 176Figura 6.8: Efeito da concentração de areia sobre a taxa padrão de transferência de oxigênio (SOTR) no R12 ........................................................................................................................................... 176

Figura 6.9: Efeito da concentração de meio suporte sobre a taxa de transferência de oxigênio por Watt consumida (SAE) no R12 ............................................................................................................... 177Figura 6.10: Efeito da adição de areia sobre a fração do oxigênio disponível que é transferida pelo ar ao meio (SOTE) no R12 ................................................................................................................. 177Figura 6.11: Efeito da concentração de meio suporte sobre o coeficiente global de transferência de oxigênio (KLa) do R6...................................................................................................................... 178Figura 6.12: Efeito da concentração de areia sobre a taxa padrão de transferência de oxigênio (SOTR) no R6 ............................................................................................................................................. 178Figura 6.13: Efeito da concentração de meio suporte sobre a taxa de transferência de oxigênio por Watt consumido (SAE) no R6......................................................................................................... 178Figura 6.14: Efeito da adição de areia sobre a fração do oxigênio disponível que é transferida pelo ar ao meio (SOTE) no R6 ................................................................................................................... 179Figura 6.15: Taxa padrão de transferência de oxigênio (SOTR) em função da vazão de ar para os dois reatores com adição de areia (meio trifásico)................................................................................... 179Figura 6.16.- Resultado do ensaio de KLa realizado no R6 com as configurações 250-100 e 250-200........................................................................................................................................................ 180Figura 6.17: Taxa padrão de transferência de oxigênio em função da vazão de ar para as configurações 250-200 e 250-100 ......................................................................................................................... 181Figura 6.18: Eficiência padrão de aeração das configurações 250-100 e 250-200 ............................ 181Figura 7.1: Concentração DBO bruta afluente – Campanhas 24 horas ............................................. 182Figura 7.2: Concentração DQO bruta afluente – Campanhas 24 horas............................................. 183Figura 7.3: Concentração nitrogênio amoniacal afluente – Campanhas 24 horas.............................. 183Figura 7.4: Concentração NTK Afluente – Campanhas 24 horas ..................................................... 184Figura 7.5: Concentração de sólidos totais, fixos e voláteis no sfluente – Campanha 24 horas (2 e 3/05/2000) ............................................................................................................................... 184Figura 7.6: Concentração de sólidos totais, fixos e voláteis no afluente – Campanha 24 horas (31/05 e 1/06/2000) ........................................................................................................................ 185Figura 7.7: Curvas granulométricas obtidas nos ensaios de caracterização do meio suporte ............. 185Figura 9.1: DBO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDH = 4h e 50g/l de concentração de areia ..................................................................................................................... 191Figura 9.2: DQO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDH = 4h e 50g/l de concentração de areia ..................................................................................................................... 193Figura 9.3: DBO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDH = 8h e 50g/l de concentração de areia ..................................................................................................................... 195Figura 9.4: DQO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDH = 8h e 50g/l de concentração de areia ..................................................................................................................... 197Figura 9.5: DBO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDH = 8h e 100g/l de concentração de areia ..................................................................................................................... 198Figura 9.6: DQO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDH = 8h e 100g/l de concentração de areia ..................................................................................................................... 200Figura 9.7: DBO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDHs de 8h, 6h e 4h e 100g/l de concentração de areia ...................................................................................................... 202Figura 9.8: DQO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDHs de 8h, 6h e 4h e 100g/l de concentração de areia ...................................................................................................... 203Figura 9.9: DBO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDHs de 3h e 2h e 100g/l de concentração de areia ...................................................................................................... 205Figura 9.10: DQO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDHs de 3h e 2h e 100g/l de concentração de areia ...................................................................................................... 206Figura 9.11: Resultados de nitrogênio em suas diversas formas, R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDH de 4h e 50g/l de concentração de areia................................................................................................. 208Figura 9.12: Resultados de nitrogênio em suas diversas formas, R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDH de 8h e 50g/l de concentração de areia................................................................................................. 209Figura 9.13: Resultados de nitrogênio em suas diversas formas, R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDH de 8h e 100g/l de concentração de areia............................................................................................... 210Figura 9.14: Resultados de nitrogênio em suas diversas formas, R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDHs de 8h, 6h e 4h e 100g/l de concentração de areia ............................................................................. 211

Figura 9.15: Resultados de nitrogênio em suas diversas formas, R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDHsde 8h, 6h e 4h e 100g/l de concentração de areia ............................................................................. 212Figura 9.16: Sólidos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos comTDH = 4h e 50g/l ........................................................................................................................... 214Figura 9.17: Sólidos suspensos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDH = 4h e 50g/l........................................................................................................ 215Figura 9.18: Sólidos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos comTDH = 8h e 50g/l ........................................................................................................................... 216Figura 9.19: Sólidos suspensos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b)obtidos com TDH = 8h e 50g/l........................................................................................................ 217Figura 9.20: Sólidos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos comTDH = 8h e 100g/l ......................................................................................................................... 218Figura 9.21: Sólidos suspensos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDH = 8h e 100g/l...................................................................................................... 219Figura 9.22: Sólidos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos comTDHs de 8h, 6h e 4h e 100g/l ......................................................................................................... 220Figura 9.23: Sólidos suspensos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b)obtidos com TDHs de 8h, 6h e 4h e 100g/l...................................................................................... 221Figura 9.24: Sólidos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos comTDHs de 3h e 2h e 100g/l ............................................................................................................... 222Figura 9.25: Sólidos suspensos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b)obtidos com TDHs de 3h e 2h e 100g/l ........................................................................................... 223Figura 9.26: Concentração (a) e remoção (b) de fósforo total .......................................................... 227Figura 9.27: Concentração (a) e remoção percentual (b) de ortofosfato ........................................... 228Figura 9.28: Concentração (a) e remoção (%) de fósforo total, TDH 3h e 2h ................................... 229Figura 9.29: Concentração (a) e remoção percentual (b) de ortofosfato, TDH 3h e 2h ..................... 230Figura 9.30: Características das séries de DBO afluente. ................................................................. 233Figura 9.31: Características básicas das séries de DBO efluente dos reatores................................... 234Figura 9.32: Efeito do TDH , concentração de meio suporte (areia) e altura sobre a DBO bruta efluente....................................................................................................................................................... 235Figura 9.33: Características básicas das séries de DBO filtrada efluente dos reatores....................... 236Figura 9.34: Relação entre TDH e DBO filtrada na saída do reator R12 (a) e R6 (b) para asconcentrações de meio suporte de 50g/l e 100g/l. ............................................................................ 237Figura 9.35: Remoção de DBO filtrada em função do TDH para os dois reatores e concentrações demeio suporte investigadas............................................................................................................... 238Figura 9.36: Características básicas da DQO afluente nos diversos ensaios ..................................... 239Figura 9.37: Características básicas das séries de DQO efluente dos reatores .................................. 240Figura 9.38: Efeito do TDH , concentração de meio suporte (areia) e altura sobre a DQO brutaefluente .......................................................................................................................................... 241Figura 9.39: Características básicas das séries de DQO filtrada efluente dos reatores....................... 242Figura 9.40: Efeito do TDH , concentração de meio suporte (areia) e altura sobre a DQO filtradaefluente. ......................................................................................................................................... 243Figura 9.41: Características básicas do NTK afluente nos diversos ensaios...................................... 244Figura 9.42: Características básicas do nitrogênio amoniacal afluente nos diversos ensaios. ............ 246Figura 9.43: Características básicas das séries de nitrogênio amoniacal efluente dos reatores .......... 247Figura 9.44: Características básicas das séries de nitrito (a) e nitrato (b) no efluente do R12............ 249Figura 9.45: Características básicas das séries de nitrito (a) e nitrato (b) no efluente do R6 ............. 250Figura 9.46: Efeito do TDH, concentração de meio suporte (areia) e altura sobre a eficiência naremoção de nitrogênio .................................................................................................................... 251Figura 10.1: Resultados do monitoramento da DBO no R12 com flotador. TDH = 3h, 100g/l de meio suporte ........................................................................................................................................... 255Figura 10.2: Remoção percentual da DBO no R12 com flotador. TDH = 3h, 100g/l de meio suporte....................................................................................................................................................... 255Figura 10.3: Resultados do monitoramento da DQO no R12 com flotador. TDH = 3h, 100g/l de meiosuporte ........................................................................................................................................... 256

Figura 10.4: Remoção percentual da DQO no R12 com flotador. TDH = 3h, 100g/l de meio suporte....................................................................................................................................................... 256Figura 10.5: Resultados de Nitrogênio em suas diversas formas no R12 com flotador. TDH = 3h,100g/l de meio suporte ................................................................................................................... 257Figura 10.6: Concentração de sólidos totais, fixos e voláteis no afluente e efluente do reator de 12 mcom flotador. TDH = 3h, 100g/l de meio suporte ............................................................................ 258Figura 10.7: Concentração de sólidos suspensos totais, fixos e voláteis no afluente e efluente do reatorde 12 m com flotador. TDH = 3h, 100g/l de meio suporte ............................................................... 258Figura 10.8: Concentração de fósforo total (a), ortofosfato (b) e remoção de fósforo total e ortofosfato(c) no reator de 12 m com flotador. TDH = 3h, 100g/l de meio suporte ........................................... 260Figura 10.9: Concentração de fósforo total (a), ortofosfato (b) e remoção de fósforo total e ortofosfato(c) no reator de 12m sem e com sistema de flotação........................................................................ 261Figura 10.10: Vazões de ar durante a carreira da configuração 250-100........................................... 264Figura 10.11: Dados de acompanhamento do oxigênio dissolvido na zona de reação....................... 264Figura 10.12: DBO de entrada (bruta) e de saída (bruta e filtrada), no R6 configuração 250-100 ..... 265Figura 10.13: Aspecto visual do afluente e do efluente bruto e filtrado............................................ 265Figura 10.14: DQO de entrada (bruta) e de saída (bruta e filtrada), no R6 configuração 250-100..... 266Figura 10.15: Resultados de nitrogênio para a configuração 250-100, TDH = 3h............................. 267Figura 10.16: Fósforo na entrada (esgoto afluente)e saída ( efluente) do reator R6 configuração 250-100.......................................................................................................................................... 267Figura 10.17: DBO bruta afluente aos ensaios com as duas configurações....................................... 269Figura 10.18: DBO bruta e filtrada efluente dos ensaios com as duas configurações........................ 269Figura 10.19: Ensaios com DQO bruta afluente das duas Configurações ......................................... 271Figura 10.20: Efluente dos ensaios de DQO bruta e filtrada com as duas configurações .................. 271Figura 10.21: Dados de N amoniacal e NT afluente às duas configurações ...................................... 273Figura 10.22: Dados de N amoniacal, nitrito, nitrato e NT no efluente das duas configurações ........ 273Figura 10.23: Resultados das determinações analíticas de sólidos totais afluentes e efluentes .......... 275Figura 10.24: Resultados das determinações analíticas de sólidos suspensos afluentes e efluentes ... 276Figura 11.1: Estimativa da espessura do biofilme............................................................................ 279Figura 11.2: Estimativa da massa específica da biopartícula............................................................ 280Figura 11.3: Valores de turbidez em função da concentração de cloreto férrico – R12..................... 281Figura 11.4: Valores de turbidez em função da concentração de cloreto férrico e pH de 6,0 – Reator de 12m................................................................................................................................................ 283Figura 11.5: Gráfico de turbidez em função do tempo de ensaio e concentração de cloreto férrico... 284Figura 11.6: Concentração de Fósforo total em função do tempo de ensaio e concentração de cloretoférrico ............................................................................................................................................ 285Figura 11.7: Concentração de ortofosfato em função do tempo de ensaio e concentração de cloretoférrico ............................................................................................................................................ 285Figura 11.8: Determinação da taxa de recirculação (A/S) – R12...................................................... 286Figura 11.9: Determinação da taxa de recirculação (A/S) – R6........................................................ 286Figura 11.10: Concentrações obtidas em laboratório de fósforo total (a) e remoção média de fósforototal (b), com taxa de recirculação de 20%...................................................................................... 287Figura 11.11: Concentrações obtidas em laboratório de sólidos suspensos (a), e remoção média desólidos suspensos (b), com taxa de recirculação de 20%.................................................................. 289Figura 11.12: Concentrações obtidas em laboratório de sólidos suspensos voláteis (a), remoção médiade sólidos suspensos (b), com taxa de recirculação de 20%............................................................. 290Figura 11.13: Concentrações obtidas em laboratório de DQO (a) e remoção média de DQO (b), com taxa de recirculação de 20% ........................................................................................................... 291

Lista de Tabelas Tabela 3.1: Velocidades mínimas de fluidização para distintos materiais suporte. Fonte: Mendonça (2004)................................................................................................................... 35Tabela 3.2: Razões do interesse pelo uso de biofilmes. Fonte Nicolella et al. (2000a)........................ 38Tabela 3.3: Estágios da formação do biofilme. Fonte: Iwai e Kitao (1994) ........................................ 42Tabela 3.4: Critério de classificação das partículas para biofilme. Fonte: Heijnen et al. (1992).......... 44Tabela 3.5: Efeito do tipo de partícula na formação do biofilme. Fonte: Heijnen et al. (1992)............ 45Tabela 3.6: Principais aspectos da forma de imobilização de microrganismos para o tratamento de águas residuárias. Fonte: Cohen (2001)............................................................................................. 48Tabela 3.7: Vantagens e desvantagens em reatores que utilizam biofilme aderido. Fonte Mendonça (2004) .............................................................................................................................................. 51Tabela 3.8: Características de projeto e operação de reatores de filme fixo. Fonte Metcalf e Eddy (1991); Bordacs e Young (1997); Droste (1997); Henze et al. (1997); Rocha et al. (2000); Nicolella et al. (2000a); Bosander e Westlund (2000) .......................................................................................... 52Tabela 3.9: Aspectos positivos e negativos de um reator de leito expandido/fluidizado. Fonte: Cooper & Atkinson (1981); Stronach et al. (1986); Sutton e Mishra (1991); Schügerl (1997) e Pereira et al. (2000), Mendonça (2004) ................................................................................................................. 54Tabela 3.10: Relação entre os aspectos de projeto e operação com a geometria do reator. Fonte: Mendonça, (2004). ........................................................................................................................... 55Tabela 3.11: Aplicações da tecnologia de reatores de leito expandido/fluidizado Fonte: Mendonça (2004) .............................................................................................................................................. 55Tabela 3.12: Problemas decorrentes da escolha do material. Fonte: Andrews e Trapasso (1985)........ 57Tabela 3.13: Características dos injetores utilizados por Merchuk et al. (1997).................................. 66Tabela 3.14: Diferenças entre processo de tratamento convencional de esgoto, e o processo de reator BAS. Fonte Heijnen et al. (1993)...................................................................................................... 71Tabela 3.15: Dados de trabalhos com reatores de tubos concêntricos Fonte: Bello et al (1984). ......... 81Tabela 3.16: Valores de KLa em função da velocidade superficial do ar. Fonte: Lertpocasombut, (1991). ............................................................................................................................................. 82Tabela 3.17: Valores dos coeficientes de transferência de oxigênio, KLa (s-1) em duas diferentes regiões do reator “air-lift” Fonte: Alberte, (2003).............................................................................. 83Tabela 3.18: Massa específica seca de biofilme. Fonte: Shieh et al.(1981)....................................... 104Tabela 3.19: Remoção de nitrogênio – Processos biológicos. Fonte: Kapoor e Viraraghan (1997); Van Loosdrecht e Jetten (1998).............................................................................................................. 114Tabela 4.1: Métodos ....................................................................................................................... 152Tabela 4.2: Pressões de serviço e taxas de recirculação ................................................................... 155Tabela 8.1: Concentrações e remoções médias – Carreira 2 (TDH = 2h, C = 50g/l) ......................... 187Tabela 8.2: Concentrações e remoções médias – Carreira 3 (TDH = 1h, C = 50g/l) ......................... 188Tabela 8.3: Concentrações e remoções médias – Carreira 4 (TDH = 8h, C = 50g/l) ......................... 189Tabela 9.1: Resumo dos dados de DBO da série 4-50...................................................................... 192Tabela 9.2: Resumo dos dados de DQO da série 4-50 ..................................................................... 194Tabela 9.3: Resumo dos dados de DBO da série 8-50...................................................................... 194Tabela 9.4: Resumo dos dados de DQO da série 8-50 ..................................................................... 196Tabela 9.5: Resumo dos dados de DBO da série 8-100.................................................................... 199Tabela 9.6: Resumo dos dados de DQO da série 8-100 ................................................................... 199Tabela 9.7: Resumo dos dados de DBO da série 4-100A................................................................. 201Tabela 9.8: Resumo dos dados de DQO da série 4-100A................................................................. 201Tabela 9.9: Resumo dos dados de DBO da série 3-100A................................................................. 204Tabela 9.10: Resumo dos dados de DQO da série 3-100A............................................................... 204Tabela 9.11: Resumo dos dados de DBO da série 2-100A............................................................... 207Tabela 9.12: Resumo dos dados de DQO da série 2-100A............................................................... 207Tabela 9.13: Valores médios do Nitrogênio em suas diversas formas e remoção média de nitrogênio....................................................................................................................................................... 212

Tabela 9.14: Médias de sólidos totais, fixos e voláteis..................................................................... 213Tabela 9.15: Médias de sólidos suspensos totais, fixos e voláteis .................................................... 214Tabela 9.16: Balanço de sólidos totais no R12 ................................................................................ 224Tabela 9.17: Balanço de sólidos totais no R6 .................................................................................. 224Tabela 9.18: Balanço de sólidos suspensos no R12 ......................................................................... 225Tabela 9.19: Balanço de sólidos suspensos no R6 ........................................................................... 225Tabela 9.20: Valores médios do fósforo total e ortofosfato e remoções percentuais médias ............. 230Tabela 9.21: Teste de variância das médias de DBO bruta afluente. ................................................ 232Tabela 9.22: Teste de significância do efeito da altura sobre a DBO. Hipótese de nulo Ho: DBO R12m= DBO R6m................................................................................................................................... 233Tabela 9.23: Características da DBO filtrada efluente e verificação do efeito da altura. Hipótese denulo Ho: DBO R12m = DBO R6m ................................................................................................. 235Tabela 9.24: Teste de variância das médias de DQO bruta afluente ................................................. 238Tabela 9.25 : Características da DQO bruta na saída e verificação do efeito da altura. Hipótese de nuloHo: DQO R12m = DQO R6m......................................................................................................... 239Tabela 9.26 : Características da DQO filtrada na saída e verificação do efeito da altura. Hipótese denulo Ho: DQO R12m = DQO R6m................................................................................................. 241Tabela 9.27: Teste de variância das médias de NTK afluente. Hipótese de Nulo = Afluentes tem a mesma média de NTK .................................................................................................................... 244Tabela 9.28: Teste de variância das médias de nitrogênio amoniacal afluente. Hipótese de Nulo = Afluentes tem a mesma média de nitrogênio amoniacal.................................... 245Tabela 9.29 : Dados do nitrogênio amoniacal efluente dos reatores e verificação do efeito da altura.Hipótese de nulo Ho: R12m = R6m ................................................................................................ 246Tabela 9.30 : Características do nitrito e nitrato na saída e teste do efeito da altura. Hipótese de nuloHo: R12 = R6................................................................................................................................. 248Tabela 9.31: Teste de variância das médias de fósforo total afluente. Hipótese de Nulo = Afluentes tema mesma média de fósforo total....................................................................................................... 252Tabela 9.32 : Fósforo Total na saída e verificação do efeito da altura. Hipótese de nulo Ho: Fósforo Total R12 = Fósforo R6.................................................................................................................. 252Tabela 9.33: Teste de variância das médias de ortofosfato esgoto afluente. Hipótese de Nulo =Afluentes tem a mesma média de ortofosfato .................................................................................. 253Tabela 9.34 : Ortofosfato na saída e verificação do efeito da altura. Hipótese de nulo Ho: OrtofosfatoR12 = Ortofosfato R6 ..................................................................................................................... 253Tabela 10.1: Resultados de sólidos obtidos nos ensaios com o lodo no reator de 12 m..................... 259Tabela 10.2: Remoção percentual do R12 com e sem flotador......................................................... 262Tabela 10.3: Estatísticas básicas e teste de significância das diferenças entre médias de DBO ......... 268Tabela 10.4: Estatísticas básicas e teste de significância das diferenças entre médias de DQO......... 270Tabela 10.5: Estatísticas básicas e teste de significância das diferenças entre médias de Nitrogênio emsuas diversas formas ....................................................................................................................... 272Tabela 10.6: Estatísticas básicas e teste de significância das diferenças entre médias de sólidos totais,totais fixos e totais voláteis ............................................................................................................. 274Tabela 10.7: Estatísticas básicas e teste de significância das diferenças entre médias de sólidossuspensos, suspensos fixos e suspensos voláteis.............................................................................. 275Tabela 10.8: Remoção percentual das configurações 250-200 e 250-100......................................... 277Tabela 11.1 : Valores de turbidez em função da concentração de cloreto férrico - ensaio com jar-test no reator de 12m............................................................................................................................. 281Tabela 11.2: Ensaio sólidos sedimentáveis – Reator 12 m ............................................................... 282Tabela 11.3: – Valores de turbidez em função do pH para concentração de 50mg/l de cloreto férrico -Reator 12 m.................................................................................................................................... 282Tabela 11.4: Valores de turbidez em função da concentração de cloreto férrico - ensaio com “jar-test” no reator de 12m e pH de 6,0. ......................................................................................................... 283Tabela 11.5: Ensaio com uma concentração de 50 mg/l de cloreto férrico para pH de 6.0, 7.0, 8.0... 283Tabela 11.6: Ensaio com pH de 6.0 e para concentrações de cloreto férrico de 25, 50 e 75mg/l ....... 284Tabela 11.7: Resultados de fósforo para pH = 6.0, nas concentrações de 25,50 e 75mg/l de FeCl3 ... 284Tabela 11.8: Resumo das determinações analíticas em ensaios de flotação...................................... 292Tabela 11.9: Resumo das remoções percentuais em ensaios de flotação .......................................... 293

Lista de Abreviaturas BAS Biofilm Airlift Suspension BFB Biofilm Fluidized Bed EGSB Expanded Granular Sludge Blanket FBBR Fluidized Bed Biofilm Reactors GAC Granular Activated Carbon IC Internal Circulation SBBR Sequency Batch Biofilm Reactor UASB Upflow Anaerobic Sludge Blanket USB Upflow Sludge Blanket CD Coeficiente de Desuniformidade SAE Eficiência Padrão de Aeração (L-2T2) SOTE Eficiência de Transferência Padrão SOTR Taxa de Transferência Padrão de Oxigênio (MT-1) TDH Tempo de Detenção Hidráulica (T) COS Carga Orgânica Superficial (ML-2T-1) COV Carga Orgânica Volumétrica (ML-3T-1) DBO Demanda Bioquímica de Oxigênio (ML-3) DQO Demanda Química de Oxigênio (ML-3) NTK Nitrogênio Total Kjeldahl (ML-3) OD Oxigênio Dissolvido (ML-3) SF Sólidos fixos (ML-3) ST Sólidos Totais (ML-3) SV Sólidos Voláteis (ML-3) SSF Sólidos Suspensos Fixos (ML-3) SST Sólidos Suspensos Totais (ML-3) SSV Sólidos Suspensos Voláteis (ML-3)

Lista de Símbolos A Área total (L2) Ae, Ad Área do tubo externo ou região anular (downcomer) (L2) Ai, Ar Área do tubo interno (riser) (L2) Ar Número de Arquimedes A/M Relação alimento microrganismo a Superfície específica para todo leito (L-1) a' Superfície específica de uma partícula (L-1) CD Coeficiente de arrasto C0 Concentração inicial, de oxigênio (ML-3) C∞20 Concentração de saturação de oxigênio a 200C (ML-3) Cs20 Concentração de oxigênio dissolvido a 20ºC, pressão padrão de 1atm e 100% de umidade relativa (ML-3) Cs, C∞ Concentração de saturação de oxigênio (ML-3) Cst Concentração de oxigênio dissolvido a temperatura do teste, a uma pressão total

padrão de 1atm e 100% de umidade relativa (ML-3) Cx,part Concentração de biomassa na partícula (ML-3) Cx,susp Concentração de biomassa na suspensão (ML-3) D Taxa de Diluição deff Diâmetro efetivo (L) dm Diâmetro da partícula sem biofilme (L) dp Diâmetro médio (L)

pd Diâmetro médio das biopartículas (L) dsph Diâmetro esférico equivalente (L) E1, E2 Energia Total por unidade de tempo no ponto 1 e 2 (ML2T-3) (Ed)b/t Potência dissipada na base/topo (ML2T-3) (Ed)d/su Potência dissipada no tubo de descida/subida (ML2T-3) (Ed)i/e Potência dissipada no tubo interno/externo (ML2T-3) (Ed)g,b Potência dissipada pelo gás na base (ML2T-3) ei Expansão do leito entre o ponto i e a superfície ( L ) F Força resultante sobre o volume de controle (MLT-2) FD Força de Arrasto (MLT-2) F'D Força de arrasto no sistema (MLT-2) Fpi Força devido a pressão (MLT-2) Fsup Força sobre as superfícies sólidas (MLT-2) f(ε) Fator de correção (considera as interações entre partículas) Ga Número de Galileu g Aceleração da gravidade (LT-2) H Altura do tubo indutor de movimento (L) Hb Altura do leito expandido (L) H'b Altura do leito após a retirada da amostra (L) Hi Altura efetiva do tubo interno (L) h Altura do leito expandido (com biofilme) (L) h0 Altura inicial do leito (partículas sem biofilme) (L) hD Altura de dispersão (gás-líqüido) (L) hi Leitura no piezômetro (L) K Adimensional KLa Coeficiente global de transferência de oxigênio (T-1) KLa20 Coeficiente global de transferência de oxigênio a 20o C (T-1) kB Coeficiente de atrito na base ke Coeficiente de atrito no tubo externo. kf Coeficiente de atrito ki Coeficiente de atrito no tubo interno; kT Coeficiente de atrito no topo

L Distância entre as seções consideradas (L) Lmf Comprimento do leito na condição de fluidização mínima (L) mb Massa de Biofilme por unidade de volume do leito expandido (ML-3) m Massa contida no sistema (M) m's Massa das biopartículas (M) N Nitrogênio NH3 Amônia- Nitrogênio Amoniacal NH4

+ Íon amônio N-NO2

- Nitrogênio na forma de nitrito N-NO3

- Nitrogênio na forma de nitrato Ns Volume total de partículas que ficaram no leito (L3) n Índice de expansão n' número de biopartículas P Fósforo Pb Pressão barométrica (ML-1T-2) Ph Pressão no espaço superior do reator (ML-1T-2) Pj Pressão absoluta no ponto j, onde j = 1, 2, 3, 4 e 5 (ML-1T-2) Pi Pressão piezométrica no ponto i; onde i = 1 e 2 (ML-1T-2) Ps Pressão barométrica padrão de 1atm (ML-1T-2) P1 Pressão absoluta antes da compressão (ML-1T-2) P2 Pressão absoluta depois da compressão (ML-1T-2) pj Pressão relativa no ponto j, onde j = 1, 2, 3, 4 e 5 (ML-1T-2) Q Vazão (L3T-1) Qar Vazão de ar (injetor) (L3T-1) QD, Qg,su Vazão de gás na descida e subida (L3T-1) Qi, Qe Vazão de líqüido tubo interno e externo (L3T-1) QL Vazão da fase liquida (L3T-1) QR Vazão de recirculação (L3T-1) Qs Fluxo de gás na condição padrão (L3T-1) R Constante particular do gás (L2T-2θ-1) Re Número de Reynolds Rep,mf Número de Reynolds relativo à partícula na condição de fluidização mínima. Ret Número de Reynolds terminal rA Relação entre áreas tubo externo/interno Si Área da seção da coluna no ponto i; onde i = 1 e 2 (L2) T Temperatura durante o ensaio realizado (°C) T1 Temperatura antes da compressão (K) u Velocidade superficial (LT-1) (uG)r Velocidade superficial do gás no tubo interno (riser) (LT-1) ugs Velocidade superficial do gás (LT-1) uL Velocidade superficial do líquido (LT-1) uLe Velocidade superficial do líqüido no tubo externo (LT-1) uLi Velocidade superficial do líqüido no tubo interno (LT-1) ut Velocidade terminal de sedimentação (LT-1) V Volume total (L3) Vb Volume unitário do leito fluidizado (L3) V'b Volume total de biofilme (L3) Vgi Volume de gás no tubo interno (L3) Vge Volume de gás no tubo externo (L3) V'm Volume do meio sem biofilme (L3) Vs Volume de sólidos (L3) V's Volume do meio com biofilme (partículas + biofilme) (L3) Vse Volume de sólido no tubo externo (L3) Vsi Volume de sólido no tubo interno (L3) v Velocidade de ascensão do fluido (LT-1) v0 Velocidade ascendente do fluido (LT-1)

iv Velocidade média ascensional do fluido no ponto i; onde i = 1 e 2 (LT-1) vge Velocidade absoluta do gás no tubo externo (LT-1) vgi Velocidade absoluta do gás no tubo interno (LT-1) vL Velocidade de circulação (LT-1) vLe Velocidade do líquido no tubo externo (LT-1) vLi Velocidade do líquido no tubo interno (LT-1) vmf Velocidade mínima de fluidização (LT-1) vmb Velocidade de borbulhamento (LT-1) vsb Velocidade do grupo de bolhas (LT-1) vse Velocidade absoluta do sólido no tubo externo (LT-1) vsi Velocidade absoluta do sólido no tubo interno (LT-1) vsgi, vsge Velocidade relativa do gás no tubo interno e externo (LT-1) vsp Velocidade do grupo de partículas. (LT-1) vssi, vsse Velocidade relativa das partículas no tubo interno e externo (LT-1) X Concentração de biomassa (ML-3) w Teor de umidade em peso do biofilme Wb Peso do biofilme por unidade de volume de leito expandido (ML-2T-2) (Ws)g,d/su Trabalho realizado pelo gás por unidade de tempo no tubo de descida/subida

(M L2 T-3) (Ws)g,t Trabalho realizado pelo gás por unidade de tempo no topo (ML2T-3) (Ws)L,b/d/su/t Trabalho realizado pelo líquido por unidade de tempo na base/tubo de descida/tubo de

subida/topo (ML2T-3) Ws Trabalho realizado por unidade de tempo no sistema (ML2T-3) z Cota em relação à uma referência qualquer (L) z1, z2 Energia potencial (em termos de carga) no ponto 1 e 2 (L) ∆Ed Variação da energia dissipada por unidade de tempo no sistema (ML2T-3) ∆Ep Variação da energia potencial por unidade de tempo (ML2T-3) ∆Hb Variação na altura do leito (L) ∆N Número de partículas retiradas em uma amostra ∆(PQ) Variação do trabalho realizado pela vazão (ML2T-3) ∆hB Perda de carga na base (L) ∆hT Perda de carga no topo (L) ∆p Queda de pressão (ML-1T-2) ∆pb Queda de pressão no leito (ML-1T-2) ∆pg Força motriz para o escoamento em termos de pressão (ML-1T-2) ∆pf Forças resistivas em termos de pressão (ML-1T-2) Ω Fator de correção de pressão ε, εm Porosidade do leito ε0 Porosidade inicial εg Fração volumétrica de gás; εge/i Fração volumétrica de gás no tubo externo/interno. εhi/e Fração volumétrica de gás do tubo interno na fase homogênea εi-s Fração volumétrica média de gás entre o nível i e a superfície εL Fração volumétrica do líquido εLi, εLe Fração volumétrica do líquido no tubo interno e externo εmf Porosidade do leito no ponto de fluidização incipiente εS Fração volumétrica do sólido

0sε Fração volumétrica inicial de sólidos

εsi, εse Fração volumétrica de sólidos no tubo interno e externo φs Esfericidade da partícula γL Peso específico do líqüido (ML-2T-2) µ Viscosidade do fluido (ML-1T-1) µmáx Taxa de crescimento específica máxima dos microorganismos

θ Fator empírico de correção de temperatura θC Tempo de retenção celular (T) ρ Massa específica (ML-3) ρbw Massa específica úmida (ML-3) ρbd Massa específica seca do biofilme (ML-3) ρD Massa específica de dispersão (ML-3) ρe Massa específica da mistura no tubo externo (ML-3) ρfi Massa específica do fluido no ponto i; onde i = 1 e 2 (ML-3) ρg Massa específica do gás (ML-3) ρh Termo que engloba o efeito da concentração e massa ρi Massa específica da mistura no tubo interno (ML-3) ρL Massa específica do líqüido (ML-3) ρLi, ρLe Massa específica do líqüido no tubo interno e externo (ML-3) ρp Massa específica das partículas (ML-3) ρs Massa específica dos sólidos (ML-3) ρsi, ρse Massa específica dos sólidos no tubo interno e externo (ML-3) σ Espessura uniforme de um biofilme homogêneo (L) τ Fator de correção de temperatura η Razão entre a área do tubo interno e área total

Sumário1. Introdução ..........................................................................................................................................232. Objetivos ............................................................................................................................................263. Revisão Bibliográfica.........................................................................................................................27

3.1. Introdução...................................................................................................................................273.2. Leitos Fluidizados.......................................................................................................................28

3.2.1. Fenômeno da Fluidização....................................................................................................283.2.2. Caracterização do Leito.......................................................................................................293.2.3. Condição Fundamental da Fluidização ...............................................................................313.2.4. Velocidade Mínima de Fluidização.....................................................................................333.2.5. Relação entre a Queda de Pressão e a Velocidade ..............................................................353.2.6. Relação entre a Velocidade e a Porosidade do Leito...........................................................36

3.3. Tratamento Biológico com Biofilmes Fixos...............................................................................373.3.1. Desenvolvimento do Biofilme.............................................................................................373.3.2. Reatores Biológicos de Filme Fixo .....................................................................................473.3.3. Reatores de Leito Expandido/Fluidizado ............................................................................52

3.3.3.1. Expansão do Leito........................................................................................................573.3.3.2. Estimativa da Concentração de Biomassa....................................................................583.3.3.3. Efeito das Variáveis sobre a Concentração de Biomassa.............................................623.3.3.4. Influência da Geometria dos Injetores no Comportamento Hidrodinâmico ................66

3.4. Reatores Aeróbios de Leito Fluidizado com Circulação ............................................................693.4.1. Regime de Circulação de Bolhas.........................................................................................713.4.2. Regime de Circulação de Sólidos........................................................................................733.4.3. Efeito da Fração Volumétrica de Gás sobre a Velocidade de Circulação ...........................743.4.4. Efeito da Concentração de Sólidos e da Massa Específica sobre a Velocidade de

Circulação .......................................................................................................................763.4.5. Efeito da Relação entre a Área do Tubo Externo e Interno sobre a Velocidade de

Circulação .......................................................................................................................783.4.6. Transferência de Oxigênio ..................................................................................................80

3.5. Modelos Hidrodinâmicos............................................................................................................833.5.1. Modelo proposto por Chisti et al. (1987) ............................................................................843.5.2. Modelo proposto por Heijnen et al.(1997) ..........................................................................913.5.3. Dissipação de Energia segundo Merchuk e Berzin .............................................................98

3.6. Tratamento de Efluentes com Reatores de Leito Fluidizado ....................................................1033.6.1. Resultados com Reatores de Leito expandido/Fluidizado.................................................1033.6.2. Resultados com Reatores de Leito Fluidizado com Circulação ........................................106

3.6.2.1. Influência das Características da Partícula na formação do Biofilme........................1083.6.2.2. Efeito do Tempo de Detenção Hidráulica na formação do Biofilme. ........................110

3.7. Conversões do Material Nitrogenado em Reatores Biológicos ................................................1123.7.1. Nitrificação e Desnitrificação em Sistemas Biológicos de Filme Fixo .............................113

3.7.1.1. Nitrificação ................................................................................................................1133.7.1.2. Desnitrificação ...........................................................................................................117

3.7.2. Tecnologia de Reatores Biológicos para a Remoção Simultânea de Carbono e Nitrogênio.......................................................................................................................................119

3.7.3- Distribuição de Microrganismos Aeróbios e Anaeróbios no biofilme..............................1204. Materiais e Métodos.........................................................................................................................123

4.1. Histórico das Etapas de Trabalho .............................................................................................1234.1.1. Montagem e Descrição Geral das Instalações ...................................................................1234.1.2 – Avaliação inicial dos reatores..........................................................................................127

4.1.2.1 – Ensaios de Caracterização do Esgoto Afluente e Meio Suporte ..............................1274.1.2.2 – Ensaios Preliminares com Esgoto Sanitário.............................................................128

4.1.3. Início de Operação dos Reatores .......................................................................................1304.1.3.1. Etapa 2 .......................................................................................................................1314.1.3.2. Etapa 3 (Bomba Axial) ..............................................................................................1324.1.3.3. Etapa 4 (Sistema de Flotação e Redução de Diâmetro) .............................................133

4.2. Métodos e Ensaios Realizados ............................................................................................. 1374.2.1. Taxas de Transferência de Oxigênio ............................................................................. 137

4.2.1.1. Método do Ensaio.................................................................................................. 1374.2.1.2. Metodologia de Cálculo do KLa ............................................................................. 1394.2.1.3. Metodologia de Cálculo da Capacidade de Transferência de Oxigênio ................... 143

4.2.2. Ensaios de Caracterização Hidrodinâmica..................................................................... 1454.2.2.1. Velocidades de Circulação..................................................................................... 1454.2.2.2. Capacidade de Suspensão e Distribuição do Meio Suporte ..................................... 1484.2.2.3. Expansão e Conteúdo Volumétrico de Ar............................................................... 150

4.2.3. Determinações Analíticas Efetuadas ............................................................................. 1514.2.3.1. Métodos de Ensaio - Metodologia utilizada nas Determinações Analíticas realizadas.......................................................................................................................................... 152

4.2.4. Rotina Experimental ..................................................................................................... 1524.2.5. Ensaios Complementares .............................................................................................. 153

4.2.5.1. Ensaio de Caracterização do Meio Suporte ............................................................ 1534.2.5.2. Ensaio de Sedimentação do Efluente dos Reatores ................................................. 1544.2.5.3. Ensaio de Flotação em Laboratório com o Efluente dos Reatores ........................... 1544.2.5.4. Monitoramento da Concentração de Areia no Interior dos Reatores........................ 1554.2.5.5. Monitoramento da espessura do Biofilme. ............................................................. 156

5. Resultados da Caracterização Hidrodinâmica .............................................................................. 1595.1. Expansão do Leito ............................................................................................................... 1595.2. Capacidade de Suspensão do Meio Suporte.......................................................................... 1635.3. Velocidades de circulação induzidas .................................................................................... 169

5.3.1. Influência do diâmetro do reator sobre as velocidades induzidas ................................... 1696. Resultados da Transferência de Oxigênio.................................................................................... 171

6.1. Coeficiente Global de Transferência de Oxigênio KLa.......................................................... 1716.2. Efeito da altura do reator...................................................................................................... 1726.3. Influência da concentração de areia...................................................................................... 1766.4. Influência do diâmetro do tubo interno do reator .................................................................. 180

7. Caracterização do Esgoto Afluente e Meio Suporte..................................................................... 1827.1. Ensaios de Caracterização do Esgoto Afluente ..................................................................... 1827.2. Ensaios de Caracterização do Meio Suporte ......................................................................... 185

8. Avaliação Inicial da Operação dos Reatores................................................................................ 1879. Monitoramento das Etapas 2 e 3 da Operação ............................................................................. 190

9.1. DBO e DQO........................................................................................................................ 1919.2. Nitrogênio ........................................................................................................................... 2089.3. Sólidos ................................................................................................................................ 2139.4. Fósforo................................................................................................................................ 2269.5. Análise dos Efeitos de Altura, TDH e Concentração. ........................................................... 231

9.5.1. DBO e DQO................................................................................................................. 2329.5.2. Nitrogênio .................................................................................................................... 2439.5.3. Fósforo......................................................................................................................... 251

10. Monitoramento da Etapa 4 de Operação dos Reatores ............................................................... 25410.1. Flotador............................................................................................................................. 254

10.1.1. DBO e DQO............................................................................................................... 25510.1.2. Nitrogênio .................................................................................................................. 25710.1.3. Sólidos ....................................................................................................................... 25810.1.4. Fósforo Total e Ortofosfato......................................................................................... 25910.1.5. Comparação dos Resultados do Reator R12 com e sem Flotação................................. 262

10.2. Redução do Diâmetro interno............................................................................................. 26310.2.1. Dados obtidos com a configuração 250-100................................................................ 26310.2.2. Comparação entre as configurações 250-200 e 250-100 .............................................. 267

11. Ensaios Adicionais ao Monitoramento das Etapas de Trabalho.................................................. 27811.1. Estimativa da Espessura do Biofilme e Massa Específica da Biopartícula........................... 27811.2. Ensaio de Sedimentação em Laboratório com Adição de Cloreto Férrico ........................... 28011.3. Resultados dos Ensaios de Flotação em Laboratório com Adição de Cloreto Férrico. ......... 28611.4. Estimativa de Produção de Lodo........................................................................................ 294

12. Recomendações para Projeto e Operação .................................................................................. 29613. Conclusões e Recomendações................................................................................................... 30314. Bibliografia. ............................................................................................................................. 305ANEXO A - Tabelas ...................................................................................................................... 318ANEXO B – Resultados Preliminares............................................................................................. 368ANEXO C – Programa Ajuste KLa. ................................................................................................ 396

23

1. Introdução

Hoje em dia, face às grandes necessidades de tratamento de esgoto (sanitário ou

industrial) nas sociedades modernas, desenvolvem-se continuamente novas tecnologias. Neste

contexto se inclui a proposta do presente trabalho, que visa desenvolver um reator aeróbio de

leito fluidizado com circulação em tubos concêntricos para o tratamento de esgoto sanitário

submetido apenas a peneiramento prévio.

De acordo com dados do Instituto Brasileiro de Geografia e Estatística atualmente

cerca de 75,6% da população brasileira reside na área urbana, sendo produzidos diariamente

cerca de 14,5 milhões de metros cúbicos de esgoto (Mendonça, 2004), e somente 25,6%

(média nacional) desses são tratados ( SNIS, 2005).

A atual preocupação com o meio ambiente faz com que haja necessidade da

implantação de novas tecnologias de tratamento de efluentes, de tal maneira que o

crescimento e desenvolvimento urbano e industrial sejam compatíveis com a preservação dos

recursos naturais.

Em resposta a esses problemas tem sido proposta a utilização da tecnologia aeróbia

com biofilmes imobilizados em leitos expandidos e fluidizados.

Uma dessas tecnologias consiste no emprego de reatores aeróbios de leito fluidizado

para o tratamento de esgotos sanitários. A figura 1.1 traz um desenho esquemático do reator

aeróbio de leito fluidizado proposto por Heijnen et al. (1990), que apresenta a maioria das

características comuns aos reatores com leito trifásico em circulação.

Os reatores de leito fluidizado vêm sendo largamente utilizados em processos

biotecnológicos e no tratamento de águas residuárias de indústrias.

São constituídos na maioria dos casos de tubos concêntricos, também chamados de

internal-loop ou podem ser confeccionados em tubos paralelos, constituindo-se assim os

reatores com circulação externa ou external-loop.

24

Figura 1.1: Esquema de um reator BAS, tipo “air-lift”, segundo Heijnen (1990)

A utilização desta técnica permite tratar um grande volume de esgoto devido à

formação de um biofilme em volta de pequenas partículas suspensas (por exemplo areia), com

a vantagem adicional de ser um sistema compacto de tratamento.

A formação de biofilme é favorecida por um pequeno tempo de detenção hidráulica

(menor que 4 h) e, segundo os estudos efetuados em Delft (Heijnen et al., 1989), mais de 95%

da produção da biomassa no biofilme era transferida para a fase líquida e levada para fora do

reator. Os estudos de indicaram uma boa remoção de DQO, e remoção quase total da amônia,

convertida para nitrato, e oxidação de todo sulfeto a sulfato, isto em poucas semanas.

Resultados experimentais obtidos em modelos reduzidos (Ruggeri, 2002) demonstram,

entretanto, que nos sistemas trifásicos de leito fluidizado o comportamento hidrodinâmico do

leito influi grandemente nos resultados.

Resultados preliminares (Gebara et al., 2000) indicaram dificuldades de suspensão da

fração sólida que obrigaram à manutenção de altas vazões de ar, sem o correspondente

aproveitamento pela biomassa, levando a uma situação de ineficiência do processo com

relação ao ar consumido.

Apesar dos bons resultados já relatados, em geral encontra-se na literatura a aplicação

desta técnica apenas para pós - tratamento a um processo anaeróbio, e poucas referências à

aplicação em tratamento único de esgotos sanitários.

Com base neste contexto foi desenvolvido este trabalho, visando demonstrar a

viabilidade da tecnologia de reatores aeróbios de leito fluidizado com circulação no

tratamento de esgotos sanitários, num sistema único e compacto.

25

Para tanto foi construída uma bancada com reatores em escala piloto, com alturas

variáveis, e investigada a remoção da DQO (bruta e filtrada), DBO (bruta e filtrada), sólidos e

nitrogênio em suas diversas formas, bem como a remoção de fósforo (total e ortofosfato),

procurando relacioná-los com o tempo de detenção hidráulico e a carga orgânica aplicada.

Adicionalmente foram determinados nos reatores as características dinâmicas do

escoamento (velocidade de circulação e expansão do leito) e de transferência de oxigênio,

bem como foram desenvolvidas e testadas diferentes soluções construtivas visando a melhoria

do desempenho e menor consumo de energia no sistema de alimentação de ar.

Dentre os vários resultados a serem apresentados ressalta-se que, com TDH = 3h,

foram obtidas remoções de 90% de DBO bruta, 99% filtrada, 84% de DQO bruta, 95%

filtrada, 72% de nitrogênio total e 32% de fósforo, demonstrando a viabilidade da tecnologia

proposta para o tratamento de esgoto sanitário.

26

2. Objetivos

O objetivo geral deste trabalho é o levantamento experimental de parâmetros de

desempenho e operação de reatores aeróbios de leito fluidizado por injeção de ar (“air-lift”),

em escala piloto, no tratamento biológico de esgoto sanitário.

Os objetivos específicos são listados a seguir:

caracterização dinâmica ( velocidade e expansão do leito ) e da capacidade de

suspensão de sólidos em função das características geométricas e da vazão de ar;

caracterização dos parâmetros de transferência de oxigênio e eficiência na utilização

de ar;

determinação da eficiência no tratamento de esgoto proporcionado pelo reator aeróbio

de leito fluidizado funcionando como tratamento único;

monitoramento da quantidade de biomassa no reator, o que permitirá constatar a

acumulação de lodo, relacionando-a com as condições de funcionamento do reator;

discutir a influência dos parâmetros de dimensionamento e operação do reator aeróbio

de leito fluidizado controlados nos ensaios, tais como: altura do reator, diâmetro do

tubo interno, concentração do material suporte do biofilme, tempo de detenção

hidráulica e espessura do biofilme.

27

3. Revisão Bibliográfica

3.1. Introdução

A proposta tecnológica apresentada neste trabalho utiliza biofilmes fixos, aderidos ao

redor de pequenas partículas sólidas mantidas em suspensão por jatos de ar. Os reatores

apresentam, portanto, um meio trifásico com comportamento de leito fluidizado, que circula

entre tubos concêntricos. De forma a abranger os conceitos empregados na solução proposta

este capítulo aborda um resumo básico da teoria de leitos fluidizados no item 3.2. A seguir

são examinados aspectos do tratamento biológico baseado em biofilmes fixos no item 3.3.

Apresentam-se inicialmente o biofilme e seu crescimento e adesão às superfícies no item

3.3.1. Os reatores biológicos de filme fixo, categoria à qual pertence a solução estudada neste

trabalho, são abordados de forma geral no item 3.3.2. O item 3.3.3 apresenta os reatores de

leito expandido/fluidizado, e diversos aspectos relevantes para o dimensionamento nos seus

sub itens. Finalmente são apresentados no item 3.4 os reatores de leito fluidizado com

circulação, com detalhes sobre seu funcionamento e variáveis de controle compondo os

diversos sub itens do item 3.4. Em vista da importância assumida pelas condições

hidrodinâmicas nos reatores estudados, o item 3.5 dedica-se ao tema apresentando três

abordagens de modelagem, representativas do estado atual do desenvolvimento. Uma vez

entendidos os princípios teóricos básicos envolvidos no tratamento aeróbio com leitos

trifásicos com circulação, o item 3.6 apresenta os principais resultados obtidos da aplicação

desses reatores ao tratamento de efluentes, permitindo contextualizar a proposta tratada neste

trabalho. A revisão da bibliografia termina no item 3.7 com uma abordagem dos princípios

envolvidos na conversão da matéria nitrogenada, incluído pela relevância que o tema

demonstrou possuir, à luz dos resultados obtidos ao longo da pesquisa, na questão da

otimização do tratamento.

28

3.2. Leitos Fluidizados

3.2.1. Fenômeno da Fluidização

A fluidização ocorre em meios compostos por partículas sólidas submetidas a um

fluxo ascendente de fluido, quando o arrasto iguala ou ultrapassa o valor do peso das

partículas. Antes dessa ocorrência, o meio passa pelos estágios de leito fixo, leito expandido e

de fluidização incipiente, ou mínima. Na fluidização mínima, a queda de pressão entre duas

seções do leito provoca uma força ascendente que é igual ao peso do volume do fluido e das

partículas contidas entre as duas seções. Essas situações estão esquematizadas na figura 3.1,

itens (a) e (b), extraída de Levenspiel e Kunii (1991), assim como a maior parte dos

comentários deste item.

Figura 3.1: Formas de fluidização do leito. Adaptado de Levenspiel e Kunii (1991)

29

A partir do estágio de fluidização incipiente, com o aumento da velocidade de fluxo, o

leito passa por vários estágios de fluidização, esquematizados na figura 3.1. Pode

desenvolver-se um estágio homogeneamente fluidizado (c), ou o leito pode apresentar

heterogeneidades, definindo um leito fluidizado heterogêneo ou agregado. A desuniformidade

de comportamento do leito fluidizado pode manifestar-se na forma de bolhas (d), escoamento

axialmente pistonado (e), pistonado em toda a seção transversal (f) e de fluidização turbulenta

(g). Com um aumento ainda maior da velocidade de fluxo as partículas começam a ser

arrastadas em grande quantidade pelo fluxo ascendente, atingindo-se a fase de leito fluidizado

pobre (h).

Os principais fatores que influenciam a forma em que ocorre a fluidização de um leito

são o tamanho e a distribuição de tamanho dos sólidos e a relação entre as densidades do

fluido e do sólido. Normalmente sistemas sólido-líquidos fluidizam mais homogeneamente,

enquanto que sistemas sólidos-gases exibem maior grau de heterogeneidade.

Os modelos de contato convencionais entre fluidos e sólidos buscam reproduzir as

condições de escoamento pistonado ideal, para permitir maior controle e uniformidade do

processo. Entretanto, este não é o caso dos leitos fluidizados, onde os sólidos podem ser

melhor representados por um escoamento com mistura completa, enquanto que o fluido segue

um padrão de fluxo intermediário, de difícil descrição. Uma vez que para um projeto ótimo o

contato adequado entre as fases é essencial, a caracterização dos leitos fluidizados pode

tornar-se um problema difícil. Assim, o desenvolvimento de métodos satisfatórios para prever

o padrão de comportamento tornou-se uma área importante de pesquisa em leitos fluidizados.

Por outro lado, o leito fluidizado oferece as vantagens de permitir uma operação

automática contínua facilmente controlada, com condições isotérmicas devido à grande

mistura dos sólidos. Além disso, o volume do reator, com conteúdo bem misturado, apresenta

uma grande inércia térmica, respondendo lentamente a mudanças bruscas nas condições de

operação. O processo é adequado para operação em larga escala e fornece grandes taxas de

transferência entre o fluido e as partículas sólidas, quando comparado a outros meios de

contato.

3.2.2. Caracterização do Leito

A caracterização de um leito envolve a determinação do tamanho dos sólidos, do

volume de vazios e da superfície total das partículas.

30

O tamanho das partículas não esféricas envolve a determinação do diâmetro efetivo,

deff. Este conceito surge ao representar o leito real por outro, constituído de esferas iguais de

diâmetro deff, de tal forma que ambos os leitos apresentem a mesma área superficial e a

mesma porosidade εm, dada por:

TotalVolumeVaziosdeVolume

m =ε (3.1)

Para definir o diâmetro efetivo é necessário, preliminarmente, introduzir o conceito do

diâmetro esférico equivalente, dsph, dado pelo diâmetro da esfera com volume igual ao da

partícula. É necessário também valer-se de uma quantificação da irregularidade da forma da

partícula, que pode ser dada pela esfericidade φs, definida por:

PartículadaSuperfícieVolumemesmodeEsferadaSuperfície

s =φ (3.2)

Da definição decorre que φs = 1 para esferas e sempre menor que 1 para qualquer outra

partícula sólida. Com esses conceitos pode-se demonstrar, por considerações geométricas, que

o diâmetro efetivo é:

sphseff dd ×φ= (3.3)

Com relação à área de contato entre as partículas e fluido são definidas as superfícies

específicas da partícula e do leito. A superfície específica de uma partícula, a’, é dada por:

PartículadaVolumePartículadaSuperfície'a = (3.4)

Para todo o leito, a superfície específica é definida como:

PartículasdasTotalVolumePartículasastodasdeSuperfíciea = (3.5.a)

( )sphs

m

d16a×φε−

= (3.5.b)

31

Para o caso de partículas de diferentes tamanhos é necessário definir um diâmetro

médio, dp. Levenspiel e Kunii (1991) e Courderc (1985) apresentam o procedimento básico

para esse caso, que não será tratado aqui. Outro trabalho que pode ser citado, especificamente

na área de tratamento de esgotos, é o de Ro e Neethling (1994).

3.2.3. Condição Fundamental da Fluidização

Um leito fluidizado por gás ou líquido é um sistema de duas fases, contendo uma fase

fluida. Considerando um volume de controle com o fluido contido entre os planos verticais 1

e 2, conforme a figura 3.2.

Figura 3.2: Volume de controle utilizado no balanço de quantidade de movimento.

Adaptado de Courderc (1985)

Sendo as partículas sólidas externas ao volume de controle, pode-se escrever pela

equação da quantidade de movimento em regime permanente ( Bird et al., 1960), que:

mgSpSpS)v(S)v(F 22112222f1

211f +−+ρ−ρ= (3.6)

onde F = força resultante do volume de controle sobre as superfícies sólidas;

ρf = massa específica do fluido;

S = área da seção da coluna de fluido;

v = velocidade de ascensão do fluido.

32

No balanço, F é a força total do fluido no volume de controle sobre as superfícies

sólidas, o que inclui a força sobre as paredes. Corresponde à reação à força das superfícies

sólidas sobre o volume de controle, Fsup, indicada na figura 3.2. Geralmente, dada a grande

diferença entre a área superficial das partículas e a área da parede do reator, pode-se desprezar

as forças sobre esta última. Com essa consideração, a força F torna-se igual ao peso das

partículas sólidas suspensas entre as duas seções:

gSL)1(F pm ρε−−= (3.7)

onde ρp = massa específica das partículas;

L = distância entre as seções consideradas;

εm = índice de vazios do leito;

o sinal negativo indica o sentido de baixo para cima.

No caso de um fluido incompressível, e supondo perfil uniforme de velocidades na

entrada e saída, tem-se:

2222f1

211f S)v(S)v( ρ=ρ (3.8)

SLgmg fmρε= (3.9)

Para fluidização por gás, pode ocorrer uma grande variação de pressão entre os níveis

1 e 2, tornando mais complicada a solução do problema.

Para grande parte das situações práticas, entretanto, os termos cinéticos e potenciais

gravitacionais podem ser desprezados, devido à baixa densidade dos gases.

Utilizando os resultados de (3.7), (3.8) e (3.9) na equação do balanço da quantidade de

movimento (3.6), obtém-se:

LggL)1(pp fmpm12 ρε+ρε−=− (3.10)

Introduzindo a pressão piezométrica P = p + ρgz, com z igual à cota em relação a uma

referência qualquer, tem-se da equação (3.10) que:

33

Lg))(1(PP fpm12 ρ−ρε−=− (3.11)

A equação (3.11) mostra que a queda de pressão ao longo de um leito fluidizado é

igual ao peso imerso das partículas sólidas por unidade de área da seção transversal da coluna.

Esta condição de igualdade constitui a condição fundamental de fluidização.

3.2.4. Velocidade Mínima de Fluidização

Considerando um leito sólido fluidizado por um gás, o início da fluidização ocorre

quando as forças de arrasto provocadas pelo escoamento ascendente do gás equiparam-se ao

peso aparente das partículas.

Esta condição, expressa na equação (3.11), pode ser reescrita da forma:

g))(1(L

pgsmf

mf

b ρ−ρε−=∆

(3.12)

onde ∆pb = P2 - P1 é a queda de pressão no leito;

Lmf = comprimento do leito na condição de fluidização mínima.

Deve-se lembrar que o volume de vazios na fluidização incipiente é maior que o

existente na colocação do leito, de forma que ele deve ser determinado experimentalmente.

Leva (1959) apresenta uma tabela com dados do índice de vazios na condição de fluidização

mínima para vários tipos de partículas, que pode ser útil para fornecer uma ordem de grandeza

dos valores, caso necessário.

A queda de pressão prevista por (3.12) pode também ser relacionada à velocidade, por

meio de correlação de dados experimentais. Ergun (1952) apresentou a seguinte equação

(válida para sólidos isotrópicos de tamanho uniforme dp):

ps

20g

3m

m2

ps

03m

2m

dv175,1

)d(v)1(150

Lp

φ

ρ

εε−

+φµ

εε−

=∆

(3.13)

34

Pode-se determinar a velocidade mínima de fluidização, vmf, igualando-se as equações

(3.12) e (3.13) e multiplicando os dois membros por 2g

3pd

µρ , obtendo-se:

2gsg

3pgmfp

2s

3mf

mf

2gmfp

s3mf

g)(dvd)1(150vd75,1µ

ρ−ρρ=

µ

ρ

φεε−

+

µ

ρ

φε (3.14)

Pode-se reconhecer na equação (3.14) o número de Reynolds relativo à partícula na

condição de fluidização mínima,

µ

ρ= gmfp

mf,p

vdRe (3.15)

e também o adimensional conhecido como número de Galileu, Ga, também chamado de

número de Arquimedes, Ar,dado por:

2gsg

3p g)(d

GaArµ

ρ−ρρ== (3.16)

Com as definições de (3.15) e (3.16), a equação (3.14) torna-se:

GaRe)1(150Re75,1mf,p2

s3mf

mf2mf,p

s3mf

=φεε−

+φε (3.17)

Pela equação 3.14 observa-se que a massa específica e o tamanho da partícula, massa

específica e viscosidade do fluido e porosidade do leito são as variáveis que determinam o

valor da velocidade de fluidização a ser empregada. Entretanto a aplicação desta equação

implica no fato de não se conhecer a porosidade mínima de fluidização. Para determinar vmf,

utilizam-se freqüentemente as correlações de Wen e Yu (1966) apud Cleasby e Fan (1981)

que relacionam a porosidade do meio granular com o coeficiente de esfericidade. As equações

3.18 e 3.19 mostram estas expressões.

11)1(3

mf2

s

mf ≅εφε−

(3.18)

35

1413

mfs

≅εφ (3.19)

Combinando as equações 3.18 e 3.19 com a equação (3.14), obtém-se a condição de

fluidização incipiente:

pf

2/12

pfmf d

7,33)Ga0408,07,33(

dv

ρ

µ−+

ρµ

= (3.20)

Em que o número de Galileu, Ga, é dado pela equação 3.16.

Na tabela 3.1 são mostrados os valores de velocidades mínimas de fluidização

encontrados na literatura técnica para distintos materiais suporte utilizados para compor o

leito de reatores expandido/fluidificados aplicados a processos anaeróbio e aeróbio.

Tabela 3.1: Velocidades mínimas de fluidização para distintos materiais suporte. Fonte: Mendonça (2004)

Material suporte Massa específica da partícula (g.cm-3) Tamanho (mm) vmf (cm.s-1)* Referência

PVC1 1,310 a 1,380 2,90 a 3,9 0,83 a 2,13 Riedel e Gimenes (1995) Areia 2,650 0,25 a 0,85 1,0 Silva (1995) Antracito 1,637 a 1,705 0,59 a 2,40 0,15 a 1,05 Wiecheteck (1996) Biolite 1,480 0,359 0,08 Kaolin 1,841 0,377 0,12 Pozzolana 1,988 0,387 0,15

Caldeón et al. (1996)

Poliestireno 1,140 2,33 0,49 PVC 1,297 3,36 1,36 PVC + DOP2 1,205 4,68 1,49

Bergamasco (1996)

Poliamida 1,140 1,91 0,67 PBT3 1,443 1,87 1,19 CAG 1,795 2,09 1,53

Mendonça et al. (2000)

*(Fator de conversão (m.h-1) = 1 cm.s-1 x 36); 1.PVC = cloreto de polivinil; 2. PVC +DOP = cloreto de polivinil tratado com DOP (Rhodia) e 3.PBT = polibutireno teretraftalato.

3.2.5. Relação entre a Queda de Pressão e a Velocidade

Um diagrama de queda de pressão ∆p em função da velocidade ascendente do fluido

v0 é útil como um indicativo da qualidade da fluidização, especialmente quando não é

possível observar visualmente o leito.

36

A figura 3.3, obtida de Shirai (1958, apud Levenspiel e Kunii, 1991), representa de

maneira clara o comportamento da queda de pressão em função da velocidade de fluxo em

leitos fixos e fluidizados, para o caso de partículas de forma e tamanho uniforme. No ensaio

em questão, foi utilizado um leito de partículas de areia com tamanho uniforme de 160 µm.

Figura 3.3: Relação entre queda de pressão e velocidade para um leito de areia uniforme.

Adaptado de Shirai (1958, apud Levenspiel e Kunii, 1991)

A região entre a origem e o ponto A corresponde a um leito fixo, com as partículas

apoiando-se umas sobre as outras e sobre o fundo da coluna, e a relação entre pressão e

velocidade é praticamente linear.

No ponto A, inicia-se a fluidização com o volume de vazios aumentando de εm para

εmf. A superfície do leito torna-se plana e horizontal, e as partículas do leito podem mover-se

lentamente, rearranjando-se. Usualmente a pressão máxima atingida é ligeiramente maior que

a pressão estática do leito.

A partir desse ponto, apesar do acréscimo de velocidade, a queda de pressão

permanece aproximadamente constante. Quando a velocidade decresce, as partículas

fluidizadas sedimentam-se novamente, formando um leito fixo de maior porosidade εmf.

3.2.6. Relação entre a Velocidade e a Porosidade do Leito

Como um exemplo do comportamento do leito fluidizado em relação à velocidade de

fluxo ascendente, é apresentada a figura 3.4, obtida a partir de resultados experimentais de

37

Morooka (1973, apud Levenspiel e Kunii, 1991) e Miyauchi et al. (1981, apud Levenspiel e

Kunii, 1991), para um reator gás-sólido com leito de partículas esféricas pequenas e leves.

Figura 3.4: Expansão do leito e início de borbulhamento em relação à velocidade de fluxo ascendente. Lf = altura do leito; Lm = 130,8cm. Adaptado de Morooka (1973, apud Levenspiel e Kunii, 1991) e Miyauchi et

al (1981, apud Levenspiel e Kunii, 1991)

A velocidade em que grandes vazios, bolhas, são observadas no leito, é denominada de

velocidade de borbulhamento, vmb. Em sistemas líquido-sólidos, tem-se geralmente uma

fluidização suave, não ocorrendo o borbulhamento.

No caso da figura 3.4 observa-se que, com o aumento da velocidade do gás acima da

velocidade mínima de fluidização, vmf, o leito expande-se suavemente, sem borbulhamento

observável, até velocidades da ordem de 3 vmf. Nesse ponto, começam a formar-se as bolhas e

a altura do leito diminui progressivamente.

3.3. Tratamento Biológico com Biofilmes Fixos

3.3.1. Desenvolvimento do Biofilme

As células microbianas podem se agregar na forma de flocos e biofilmes. Estas

estruturas têm despertado grande interesse nos processos biotecnológicos e no tratamento de

esgotos industriais e domésticos pela facilidade de separar a biomassa do corpo líquido.

38

Segundo Nicolella et al.(2000a), o biofilme pode ser definido como uma estrutura

complexa de células e produtos extra celulares, como polímeros, no qual formam-se

espontaneamente grânulos densos ou crescem aderidos a uma superfície sólida estática ou

ainda em uma superfície sólida suspensa.

No campo da biotecnologia ambiental, o motivo pelo interesse do uso do biofilme é

descrito na tabela 3.2.

Tabela 3.2: Razões do interesse pelo uso de biofilmes. Fonte Nicolella et al. (2000a)

Vantagens do uso de biofilmes no campo da biotecnologia ambiental

1 - Capacidade de tratar grandes volumes de solução;

2 – A existência de uma diversidade de microrganismos na estrutura do biofilme;

3 – Os sistemas podem ser operados com alta concentração de biomassa, sem a necessidade de sedimentar a biomassa retida.

Apenas um tratamento posterior do efluente é necessário para remover o restante da biomassa suspensa (Desprendida).

Os tratamentos biológicos podem ser agrupados em duas categorias, segundo o

mecanismo de crescimento e sustentação da biomassa: crescimento disperso e crescimento

aderido. Nos sistemas de crescimento disperso não há estruturas de sustentação da biomassa.

São exemplos desses sistemas as lagoas de estabilização, lodos ativados e reator anaeróbio de

fluxo ascendente.

Os reatores de leito fluidizado pertencem à categoria de tratamentos com crescimento

aderido, em que a biomassa cresce sobre um meio suporte, formando um biofilme. O meio

suporte pode ser constituído por um material sólido natural (pedra, areia, solo) ou artificial

(plásticos) ou, ainda, pela aglomeração da própria biomassa, constituindo grânulos, como no

caso dos reatores anaeróbios de fluxo ascendente, UASB.

O transporte de massa ou, no caso, substrato por processos difusivos nos flocos e

biofilmes é resultado da existência de um gradiente de concentração nas suas proximidades. A

profundidade da penetração do substrato depende da porosidade, concentração do substrato,

da taxa de transferência de massa na interface líquido-biofilme e líquido-flocos e da taxa de

reação dos microrganismos (Nicolella et al, 2000a). A relevância relativa desses fatores

depende da estrutura física e propriedades estruturais dos flocos e biofilmes. Desta maneira os

transportes de massa são geralmente mais rápidos em flocos devido a seu pequeno tamanho e

sua alta porosidade. Seguindo esta linha de raciocínio poderia ser considerado desvantajoso o

uso de biofilmes aderidos em partículas sólidas, entretanto, a alta velocidade de sedimentação

colabora na retenção da biomassa.

Os compostos necessários para o desenvolvimento bacteriano são adsorvidos à

superfície do biofilme, sendo em seguida transportados por difusão através do biofilme, e

39

metabolizados pelos microrganismos. Sólidos de natureza coloidal ou suspensa necessitam

antes ser hidrolizados a moléculas menores. Os produtos finais do metabolismo são

transmitidos em sentido contrário, na direção da fase líquida. A figura 3.5, extraída de Von

Sperling (1996), ilustra o funcionamento do biofilme no tratamento de esgotos.

Figura 3.5: Representação esquemática de um biofilme. Adaptado de Von Sperling (1996)

Nos reatores aeróbios, como os de leito fluidizado, o oxigênio é consumido à medida

que penetra no biofilme, até atingir valores que determinam condições anóxicas ou

anaeróbias. Podem desenvolver-se, portanto, duas camadas no biofilme, dependendo da

quantidade de O.D. no fluido externo e da espessura do biofilme. Os gradientes de

concentração resultantes do processo e o estabelecimento de camadas no biofilme são

ilustrados pela figura 3.6, adaptada de Lubberding (1995, apud Von Sperling, 1996), por Von

Sperling.

Figura 3.6: Gradientes de concentração de substrato (S) em biofilmes de diferentes espessuras. Adaptado

de Von Sperling (1996)

40

Os biofilmes podem se desenvolver em praticamente qualquer superfície exposta a um

ambiente aquoso. O desenvolvimento de um biofilme sobre uma superfície exposta ao

escoamento de um fluido é resultado de vários processos físicos, químicos e biológicos,

incluindo os seguintes (Trulear e Characklis, 1982):

transporte e adsorção de moléculas orgânicas à superfície;

transporte de células microbianas para a superfície;

transformações microbianas na superfície, com produção de polímeros extra-celulares

que possibilitam a aderência do biofilme;

desbastamento do biofilme causado pela ação de tensões de cisalhamento do

escoamento.

A adsorção de uma camada orgânica ocorre em minutos após a exposição de uma

superfície a um fluxo contendo microrganismos dispersos, nutrientes e moléculas orgânicas.

Bayer (1968, apud Trulear e Characklis, 1982) sugere que a adsorção é um pré-requisito para

a fixação biológica, condicionando a superfície.

O transporte das células microbianas do meio fluido para a superfície depende do

regime de escoamento, podendo ocorrer por difusão molecular ou transporte turbilhonar nos

escoamentos turbulentos. Em fluidos estáticos o transporte pode ocorrer por quimiotaxia

(Trulear, op. cit.).

A adesão à superfície depende da produção de polissacarídeos que atuam como

ligação entre os materiais. A produção de biofilme resulta do efeito combinado da reprodução

celular e da produção de polímeros extra-celulares.

A taxa de produção do biofilme depende da difusão de nutrientes no interior do

biofilme, seguindo-se sua síntese como biomassa. Desta forma, a depleção de oxigênio ou de

nutrientes nas camadas internas do biofilme pode afetar significativamente o processo de

produção (Trulear, op.cit.).

41

Simultaneamente ao desenvolvimento do biofilme, ocorre o processo de

desbastamento, em que porções do biofilme são retiradas pelo fluxo, em um processo que

depende fortemente das condições hidrodinâmicas do escoamento. Além do cisalhamento,

pode ocorrer a diminuição de biomassa pelo desprendimento (“sloughing”) de porções

massivas do biofilme, fenômeno atribuído à depleção de oxigênio e nutrientes nas camadas

interiores do biofilme. Esse fenômeno é notado com mais freqüência em filmes menos densos,

que se desenvolvem em condições de escoamento com baixo cisalhamento.

Todos esses processos ocorrem simultaneamente, embora em ocasiões específicas

alguns deles possam contribuir mais que os outros.

Segundo Iwai e Kitao (1994), o processo de formação do biofilme ocorre em três

estágios, cujas características são apresentadas na tabela 3.3.

A espessura do biofilme aderido afeta a taxa de remoção do substrato nos reatores.

Segundo Hoehn e Arliss (1973), em biofilmes finos (espessuras entre 0,7 e 120µm) a taxa de

degradação do substrato é determinada pela população microbiana presente. Se aumentar o

número de microrganismos presentes nessas condições, a taxa de remoção também

aumentará. Esse tipo de situação leva a taxas de remoção que podem ser representadas pela

equação de Monod, segundo Andrews e Trapasso (1985), dentre outros que observaram o

mesmo fenômeno, citados por Safferman e Bishop (1996).

Em um biofilme espesso a difusão passa a ser o fator limitante e não mais a taxa de

biodegradação. Desta forma, nessas situações, a degradação do substrato passa a depender da

sua concentração no fluido em escoamento, resultando numa reação de primeira ordem. Um

acréscimo de espessura além de um valor crítico, portanto, não causa melhoria na eficiência

do tratamento, para uma concentração afluente constante. Safferman e Bishop (1996),

entretanto, afirmam que para um meio suporte esférico pode-se esperar um ligeiro aumento na

eficiência de remoção nesses casos, devido ao aumento da área superficial, que leva a um

aumento na quantidade de microrganismos ativos.

42

Tabela 3.3: Estágios da formação do biofilme. Fonte: Iwai e Kitao (1994)

Espessura do biofilme Características

Fina

• O filme é fino e freqüentemente não cobre toda a superfície do meio suporte;

• O crescimento bacteriano se dá segundo uma taxa logarítmica;

• Todos os microrganismos crescem nas mesmas condições, com o crescimento sendo

similar ao de uma biomassa dispersa.

Intermediária

• A espessura do filme torna-se maior;

• A taxa de crescimento bacteriano torna-se constante;

• A espessura da camada ativa permanece inalterada, independentemente do aumento

da espessura total do filme;

• Caso o suprimento de matéria orgânica seja limitado, os microrganismos assumem

um metabolismo suficiente apenas para sua manutenção, não havendo crescimento

bacteriano;

• Caso o suprimento de matéria orgânica seja inferior aos requisitos para manutenção,

a espessura do biofilme torna-se menor.

Elevada

• A espessura do biofilme atinge um valor bastante elevado;

• O crescimento microbiano é contraposto pelo próprio decaimento dos organismos,

pelo consumo por outros organismos e pela tensão de cisalhamento;

• Partes do biofilme podem ser desalojadas do meio suporte;

• Caso o biofilme continue a crescer, sem ser desalojado do meio suporte, ocorrerão

entupimentos do biofiltro.

De acordo com essas considerações, portanto, conclui-se que as maiores taxas

possíveis de remoção de substrato ocorrem quando a difusão no biofilme está na iminência de

tornar-se o fator limitante. Com a quantidade de biomassa resultante dessa espessura de

biofilme, portanto, a operação de um reator aeróbio de leito fluidizado seria maximizada com

relação à eficiência de remoção.

O desenvolvimento do biofilme é caracterizado como a diferença entre o crescimento

dos microrganismos somado com a aderência e o seu desprendimento (Nicolella et al.,

2000a). Esta diferença determina a estrutura física do biofilme.

A formação do biofilme é fortemente influenciada pelas condições hidrodinâmicas dos

reatores, alterando sua espessura e massa específica. A condição de fluxo turbulento garante

uma maior interação entre as partículas por meio do atrito, ocasionando o controle da

espessura e melhorando a condição do transporte de nutrientes às regiões mais profundas

através de processos difusivos.

Além do atrito, as tensões de cisalhamento entre o meio líquido e a superfície também

provocam alterações de espessura. Pode-se observar o efeito do meio líquido sobre as

biopartículas na figura 3.7.

43

Figura 3.7: Estrutura do biofilme – (a) representação esquemática da influência da concentração do substrato (aumentado da esquerda para direita) e das forças de atrito (diminuindo da esquerda para direita); (b) simulação do biofilme sob a ação do campo de velocidades. Adaptado de Nicolella et al.

(2000b)

A figura 3.7a representa o efeito das tensões entre o meio fluido e o biofilme. Estas

tensões estão diminuindo da esquerda para direita, provocando uma mudança na sua

superfície até o ponto de ocorrer o desprendimento do biofilme. A figura 3.7b mostra uma

simulação numérica do escoamento próximo a superfície do biofilme. Podem-se observar

fortes gradientes de velocidade o que sugere a existência de tensões de cisalhamento nesta

região.

O aspecto negativo da influência da hidrodinâmica é que, dependendo das condições

de fluxo, o desprendimento de grandes quantidades de biomassa ativa poderá ocorrer e

simultaneamente o carreamento para fora do reator devido à alta velocidade de circulação.

Heijnen et al. (1991, 1992) estudaram a escolha do material particulado com relação às

propriedades de formação do biofilme. De acordo com Heijnen, considerações de custo e

resistência mecânica, que deve ser suficiente para suportar o esforço de atrito no reator,

limitam a escolha do material.

A figura 3.8 mostra a classificação dos biofilmes e as fases de crescimento dos

mesmos.

44

Figura 3.8: Classificação dos biofilmes segundo Heijnen et al. (1991)

Observa-se que as partículas dividem-se em três classes:

Classe 1: Baixo potencial de formação de biofilme. A cobertura de biofilme é escassa e muito

irregular.

Classe 2: Moderado potencial de formação de biofilme. A cobertura do biofilme nas

partículas não é homogênea.

Classe 3: Bom potencial de formação de biofilme. A cobertura do biofilme nas partículas é

homogênea.

A tabela 3.4 a seguir apresenta o critério de classificação das partículas para a

formação de biofilme.

Tabela 3.4: Critério de classificação das partículas para biofilme. Fonte: Heijnen et al. (1992)

Classe de qualidade da partícula Propriedades do Biofilme Ruim (1) Regular (2) Boa (3)

Recobrimento: Qualitativo irregular não homogênea homogênea Recobrimento Quantitativo (mgSSV/gCarrier) 10 20 - 50 80 - 180 Espessura do Biofilme (µm) - 0 - 40 60 Oxidação de NH4- (g NH4 - N/ g SSV.d) 0.1 0.6 0.7 Oxidação de NO2- ( g NO2 - N/ g SSV.d) 0 0.1 0.9

Quanto à formação uniforme do biofilme fixado, Heijnen et al. (1992) consideram que

há duas maneiras para determinação das características importantes no desenvolvimento do

biofilme: o diâmetro da partícula e a rugosidade da superfície.

Ele cita o caso de partículas de lava, onde, com a mesma densidade e aspereza, o

maior diâmetro (0,3 a 0,5mm) faz com que a partícula seja classificada como classe 2,

enquanto que para partículas menores o biofilme desenvolve-se muito bem (vide tabela 3.5).

45

Tabela 3.5: Efeito do tipo de partícula na formação do biofilme. Fonte: Heijnen et al. (1992). Material Superfície Diâmetro (mm) Classe Alumina - - - 0.2 - 0.4 1 Basalto áspera 0.2 - 0.3 3

Lava áspera 0.1 - 0.2

0.2 - 0.3 0.3 - 0.5

3 3 2

Dióxido de Manganês - - - 0.3 - 0.5

0.3 - 0.8 1 1

Cristais de quartzo suave 0.2 - 0.3 2 Sílica (esfera) suave 0.8 - 1.3 1

Pozolana áspera 0.3 - 0.6 2

O efeito da rugosidade é verificado pelo fato de que as partículas de classe 3 tem uma

superfície áspera, enquanto que as partículas de superfície plana são classe 1 ou 2. Este poder

resulta do fato que inicialmente o biofilme é formado nas cavidades superficiais das

partículas, o que as protege do efeito do atrito. Quando as cavidades não estão presentes as

microcolônias estão sujeitas ao atrito do líquido e ocorrerá uma separação eficaz.

O efeito da taxa de separação do biofilme na performance do reator pode ser ilustrado

pelas características diferentes de nitrificação do biofilme formado nos diferentes tipos de

partículas. Para as partículas classe 3, a separação do biofilme é menor que as partículas

classe 1 (Heijnen et al., 1992). Uma baixa taxa de crescimento de biomassa resulta numa boa

nitrificação. No caso de partículas classe 1 e 2, a maior taxa de perda das partículas resulta

numa maior taxa de crescimento, não ocorrendo nitrificação ou ocorrendo de forma parcial.

Analisando-se agora o processo de desenvolvimento do biofilme com relação ao

tempo decorrido, podem ser identificadas três fases distintas: indução, acumulação e

estabilização (Trulear e Characklis, 1982).

A fase de indução é caracterizada pelo desenvolvimento de uma camada primária de

biofilme numa superfície inicialmente limpa. A adsorção, seguida pelo transporte e fixação

dos microrganismos são os processos mais significativos durante o período de indução.

Após o período de indução ocorre a fase de acumulação, que apresenta um estágio de

crescimento logarítmico, seguida por um período com taxa de acumulação praticamente

constante. Segundo Trulear (op.cit.), o crescimento logarítmico continua até que seja atingida

uma espessura crítica do biofilme. A partir dessa espessura a taxa de remoção do substrato

atinge um valor constante, não sendo afetada pelo aumento da espessura do biofilme, o que

causa o período de taxa de acumulação praticamente constante.

46

A fase final do processo, fase de estabilização, ocorre quando a produção de biofilme

iguala-se à quantidade retirada pelo escoamento. Portanto, durante a fase de estabilização, a

espessura do biofilme permanece praticamente constante.

Essas três fases podem ser confirmadas pelos resultados experimentais de Trulear e

Characklis (1982), obtidos a partir da operação de um reator com glicose como substrato,

apresentados na figura 3.9.

Figura 3.9: Variação no tempo da biomassa e remoção de substrato, indicando as fases de indução,

acumulação e estabilização. Adaptado de Trulear e Characklis (1982)

Safferman e Bishop (1996) apresentam uma discussão qualitativa da evolução do

biofilme, ilustrado por fotografias.

Após um dia no reator os autores identificaram pequenas quantidades de bactérias,

principalmente nas regiões protegidas dos grãos, além de uma grande quantidade de material

orgânico não identificado.

Depois de dois dias uma grande quantidade de material filamentoso colonizara a

superfície e a quantidade de partículas material orgânico decresceu.

A partir do terceiro dia a superfície foi recoberta por uma densa população de

microrganismos filamentosos e não filamentosos, sendo também o primeiro dia em que as

biopartículas atingiram a zona de saída do reator. Entre o quarto e o oitavo dia o material

filamentoso desapareceu em grande parte, sendo substituído por pequenos bastões aderidos à

superfície através de uma camada espessa de polisacarídeos. Os autores atribuem essa

mudança de população a retirada do material que não se encontrava fortemente aderido à

superfície do meio suporte.

47

3.3.2. Reatores Biológicos de Filme Fixo

Reatores biológicos de filme fixo são unidades que dispõem de meio suporte,

constituído por materiais, peças ou acessórios, em cuja superfície ocorre a fixação e o

desenvolvimento do biofilme (Campos,1989).

Esses reatores, em função da movimentação do leito, podem ser divididos em dois

grupos principais: os de leito fixo, que não apresentam movimento do leito, e os de leito

móvel, quando o material suporte movimenta-se. Nesse último, a movimentação do leito é

geralmente garantida por meio do fluxo ascendente ou descendente da água residuária, por

agitação mecânica ou pela injeção de gás (Lazarova e Manem,1994).

Devido ao fato de poderem ser operados sob elevada razão tempo de retenção

celular/tempo de detenção hidráulica (θc/TDH), esses reatores vêm ganhando destaque no

cenário biotecnológico, pois propiciam configurações de sistemas que requerem menor área

para a estação de tratamento, envolvem processos menos dependentes da separação de

biomassa e, sobretudo, retêm biomassa com concentração maior de organismos relevantes

quando comparados ao sistema de lodos ativados (Speece, 1996; Ødegaard, 2000).

Entretanto, o sucesso desses reatores está diretamente ligado ao crescente avanço das

técnicas de imobilização e retenção dos microrganismos. Estas têm permitido que esses

reatores suportem bem as variações de cargas hidráulica e orgânica, bem como possibilitam o

desenvolvimento dos processos aeróbio, anaeróbio e anóxico, dependentes apenas das

condições de operação a que são submetidos (Droste, 1997; Cohen, 2001).

Hjortso e Roos (1995a, 1995b) e Wimpenney et al. (2000) citam que entre os

exemplos de retenção microbiana empregada em reatores de filmes fixos, destacam-se os

aglomerados de organismos na forma de flocos, grânulos e agregados de bactérias aderidas a

suportes inertes, cujo grau e maneira com que as células agregam-se, são determinados por

diversos fatores (físico-químicos, ambientais, nutricionais, fisiológicos, genéticos, etc.) dos

organismos envolvidos na degradação dos compostos orgânicos e inorgânicos.

Tyagi e Vembu (1990) consideram que a retenção microbiana nesses reatores deve-se

apenas a dois métodos de imobilização: aderência e encapsulamento. O primeiro abrange

todos os fenômenos mediante os quais as células estão fixas à superfície do meio suporte,

incluindo aqueles em que as células fixam-se ao meio suporte por adsorção não específica ou

ligação covalente específica; e o segundo sendo decorrente do confinamento ou

aprisionamento dos microrganismos nos poros de materiais fibrosos ou porosos.

48

Karel et al. (1985) mencionam ainda que as células retidas na forma de flocos ou

grânulos definem o terceiro mecanismo de imobilização, conhecido como autoimobilização.

Cohen (2001) aponta para algumas diferenças adicionais entre a forma de

imobilização por aderência e encapsulamento, as quais são mostradas na tabela 3.6.

Tabela 3.6: Principais aspectos da forma de imobilização de microrganismos para o tratamento de águas

residuárias. Fonte: Cohen (2001)

Forma de Imobilização Principais Aspectos

Aderência Encapsulamento

Produção do recheio Simples e de baixo custo Complexa, alto custo, alguns materiais de polímeros apresentam problemas de

toxicidade

Adaptação a mudanças no fluido População microbiana pode adaptar-se a mudanças

População microbiana não pode adaptar-se a mudanças

Resistência a difusão Restrição à difusão são baixas Vários materiais poliméricos sofrem restrições à difusão relativamente alta

Eficiência do tratamento com diferentes contaminantes

Alta diversidade microbiana pode efetivamente tratar fluido que

contêm diferentes contaminantes

Número pequeno de espécies microbianas não pode tratar fluido com

diferentes contaminantes Controle dos microrganismos dominantes

no reator Controle limitado Espécies microbianas desejadas podem

ser controladas Possibilidade de ocasionar um processo

de degradação seqüencial Não possível Possível

Possibilidade de ocasionar um processo de oxi-redução em ambiente aeróbio

Não possível Possível

Plasmido e estabilidade dos microrganismos

Baixo Alto

Produção de bio-aerossol Relativamente alta Baixa Produção de lodo Maiores quantidades de lodo Menores quantidades de lodo

Resistência a concentrações altas de compostos tóxicos

Baixa resistência Alta resistência

Possibilidade de armazenar o recheio com microrganismos

Muito complexa Simples

Possibilidade de mudar os microrganismos no reator

Depende do projeto, geralmente muito complexa Simples

Na Figura 3.10 são ilustradas esquematicamente as formas de imobilização,

classificadas em termos do fenômeno físico.

Figura 3.10: Formas de imobilização e sua classificação em termos do fenômeno físico de localização.

Adaptado de Karel et al. (1985)

49

Com relação aos reatores de filme fixo que fazem uso desses “mecanismos”, citam-se:

filtros biológicos anaeróbio e aeróbio, reator anaeróbio horizontal de leito fixo, reator

anaeróbio ou aeróbio de leito expandido/fluidifizado, reator anaeróbio de manta de lodo

(UASB) e reator anaeróbio ou aeróbio de leito de lodo granular expandido (EGSB).

O desenvolvimento de reatores que utilizam o biofilme aderido data de meados da

década de 1970. Nicolella et al.(2000a) apresentam revisão bibliográfica com uma série de

reatores com aplicação em águas residuárias. Os principais tipos de reatores aplicados são os

USB (Upflow Sludge Blanket), BFB (Fluidized Bed), EGSB (Expanded Granular Sludge

Blanket), BAS (Biofilm Airlift Suspension ) e (IC) Internal Circulation.

Nos reatores USB as condições hidrodinâmicas são mais tranqüilas devido à baixa

velocidade superficial do líquido. O esgoto afluente entra na base destes reatores em

movimento ascendente passando por uma manta de lodo onde a matéria orgânica é

rapidamente convertida. Na fase de conversão da matéria, forma-se gás e este causa a

circulação da fase líquida e do lodo. Seções de sedimentação promovem uma separação

efetiva das fases e o lodo destituído do gás submerge novamente para a base do reator. A

movimentação ocorrida neste processo garante uma mistura efetiva entre a manta de lodo e o

esgoto afluente.

Os reatores USB operam com tempos de detenção hidráulica menores que 48 horas. O

acúmulo de sólidos suspensos é apontado como um grande problema operacional nestes

reatores.

A figura 3.11 mostra um esquema dos reatores USB.

Gás

Efluente

Afluente

Manta de lodo

Domo decoleta de gás

Figura 3.11: Esquema de um reator USB (Upflow Sludge Blanket).

Adaptado de Nicolella et al. (2000a)

50

Os reatores BFB são apropriados para tratar contaminantes orgânicos e inorgânicos

que requerem uma alta idade da biomassa e baixa concentração de sólidos suspensos

(Nicolella et al.,2000a). Nestes reatores o afluente é bombeado através do leito de pequenas

partículas com biofilme com uma velocidade suficiente para causar a fluidização. O leito

fluidizado oferece uma grande área superficial para o crescimento biológico. O esquema de

um reator BFB é apresentado na figura 312.

Gás

Efluente

Afluente

Leitofluidizado

Figura 3.12: Esquema de um reator BFB (Biofilm Fluidized Bed).

Adaptado de Nicolella et al. (2000a)

Os reatores EGSB combinam as características de um reator USB e BFB. A biomassa

se desenvolve na forma granular e a velocidade superficial do líquido aproxima-se dos BFB.

A figura 3.13 mostra um esquema de um reator ESGB.

Gás

EfluenteZona de separação(gás-líquido-sólidos)

Manta de lodogranular expandida

Afluente Figura 3.13: Esquema de um reator ESGB (Expanded Granular Sludge Blanket).

Adaptado de Nicolella et al. (2000a)

51

Os reatores ESGB e IC são uma evolução do conceito dos reatores USB e operaram

com uma velocidade superficial do líquido alta, minimizando o efeito do acúmulo de sólidos

suspensos no seu interior, como observado no USB (Nicolella et al.,2000b). Os reatores IC

operam como dois USB conectados um sobre o outro. No compartimento inferior existe uma

manta granular expandida onde a maior parte da matéria orgânica é convertida. Nesta etapa

forma-se gás devido à conversão da matéria orgânica, sendo ele portanto responsável pela

circulação do lodo através de um tubo de subida (riser). Parte desse lodo, ao atingir a zona de

sedimentação, retorna à base do reator e o restante da matéria é convertida no segundo

compartimento funcionando como um pós tratamento. Pode-se observar um esquema de um

reator IC na figura 3.14.

Efluente

Segundoseparador

LeitoExpandido

Afluente

Tubo dedescida

Primeiro tubode subida

SeparadorGás -Líquido

Primeiro tubode subida

Primeiroseparador

Sistema dedistribuição

Gás

Figura 3.14: Esquema de um reator IC (Internal circulation).

Adaptado de Nicolella et al. (2000a)

A tabela 3.7 mostra as vantagens e desvantagens do uso de reatores que utilizam

biofilme aderido.

Tabela 3.7: Vantagens e desvantagens em reatores que utilizam biofilme aderido.

Fonte Mendonça (2004) Vantagens Desvantagens

- Alta velocidade de sedimentação, possibilitando a redução de sistemas para clarificação externa;

- Alta concentração de biomassa; - Oferece grande área superficial para o crescimento

dos microrganismos; - Grande transferência de massa resulta em elevada

conversão da matéria orgânica; - Reatores compactos; - Alta idade do lodo e baixa formação de lodo

excedente.

- A formação do biofilme sobre o meio suporte requer um tempo inicial longo;

- Controle da espessura do biofilme é difícil; - O crescimento excessivo do biofilme causa o

carregamento do meio suporte para fora do reator; - Os distribuidores para fluidizar o sistema podem

apresentar um custo elevado e problemas de entupimento e de manutenção da fluidização uniforme.

52

A tabela 3.8 apresenta algumas características de projeto de reatores de leito móvel e

fixo de escala plena, que são empregadas no tratamento de águas residuárias domésticas e

industriais por processos anaeróbio e aeróbio.

Tabela 3.8: Características de projeto e operação de reatores de filme fixo. Fonte Metcalf e Eddy (1991); Bordacs e Young (1997); Droste (1997); Henze et al. (1997); Rocha et al. (2000); Nicolella et al. (2000a);

Bosander e Westlund (2000)

Características Filtro Biológico Bio-disco UASB Leito Fluidificado anaeróbio

(1) COV (kgDQO.m3.d-1) 0,4 a 10 4 a 5 (3) 2 a 12 1 a 30 (2) Relação A/M 0,5 a 1 - 0,5 a 1 0,5 a 1 TDH (h) 20 a 96 0,7 a 2,9 3,5 a 15 2 a 24 θC (dia) 30 a 100 3 a 30 30 a 50 5 a 30 SSV (g/L) 10 a 30 5 a 15 20 a 70 10 a 90 Velocidade (m/h) - - 0,5 a 2 4 a 39 EficiênciaDQO(%) 40 a 90 60 a 95 70 a 95

(1) COV=Carga orgânica volumétrica; (2) A/M=relação alimento/microrganismo; (3) COS=carga orgânica superficial (gDBO/m2.d)

3.3.3. Reatores de Leito Expandido/Fluidizado

Os reatores biológicos de leito expandido ou fluidizado são considerados umas das

mais recentes inovações tecnológicas no tratamento de águas residuárias, concebidas no

âmbito dos chamados reatores não convencionais (Campos, 1989; Speece,1996 e Droste,

1997).

Nesses reatores, a fase sólida é formada pelas biopartículas (material suporte +

biofilme), as quais se destinam à retenção da biomassa no reator, enquanto que a fase líquida

é constituída pelo esgoto a ser tratado. A fase gasosa, por sua vez, é oriunda da introdução de

oxigênio (ar) quando o processo é aeróbio e da geração interna de biogás no caso do processo

anaeróbio.

Desde o início dos anos 70, segundo Heijnen et al. (1989), o tratamento anaeróbio tem

ganho importância, como conseqüência do crescente conhecimento do processo

microbiológico envolvido e com o desenvolvimento de reatores aperfeiçoados, com altas

concentrações de biomassa, constituindo-se no momento em uma tecnologia madura, no que

diz respeito aos reatores de leito fluidizado.

Entre as inúmeras configurações que tem sido desenvolvidas para proporcionar altas

concentrações de biomassa, pode-se citar o processo de contato, o reator filtro, o reator UASB

e os sistemas de leito fluidizado. Dentre os trabalhos que analisaram os diferentes tipos de

reator, podem ser citados Bouker (1983) e Callander e Barford (1983).

53

Nos reatores anaeróbios de leito fluidizado a biomassa cresce na forma de um

biofilme, ao redor de pequenas partículas, que são mantidas em estado fluidizado por um

fluxo ascendente de água. Esse tipo de reator de leito fluidizado é chamado genericamente de

reator FBBR (Fluidized Bed Biofilm Reactors).

O leito de material granular (areia, carvão antracitoso, carvão ativado granular, terra

diatomácea etc.) tem suas partículas envolvidas por microrganismos, as quais permanecem

suspensas pelo resultado do movimento vertical ascendente ou descendente da massa líquida

quando são utilizadas, respectivamente, partículas suporte de densidade maior ou menor que a

da água residuária a ser tratada (Fan, 1989). A figura 3.15, extraída de Heijnen et al. (1989),

mostra o funcionamento esquemático de um reator de leito expandido/fluidizado, FBBR.

Figura 3.15: Esquema do processo de tratamento por leito fluidizado.

Adaptado de Heijnen et al. (1989)

A configuração de leito fluidizado proporciona muitas vantagens em relação aos

processos convencionais. Devido à massa específica alta das partículas empregadas como

base, como areia, por exemplo, a velocidade de sedimentação é bastante alta (50m/h),

permitindo aplicação de grandes velocidades de líquido no reator (10 a 30m/h). Devido à alta

velocidade do líquido o sedimento inerte presente no esgoto não se acumula no reator e,

portanto, a atividade do lodo é alta. As concentrações típicas de biomassa situam-se próximas

a 40kg/m3, como conseqüência da grande área superficial de aderência das partículas de

suporte, superando 2000m2/ m3. Em conseqüência da grande concentração de biomassa e da

grande atividade biológica consegue-se obter altas capacidades de tratamento, levando a

reatores compactos.

54

Dentre os diversos estudos realizados a partir de 1970, podem ser citados os de Jeris

(1982), desenvolvendo o reator HY-FLO, o reator proposto por Sutton e Mishra (1991),

denominado reator ANYTRON e os de Heijnen et al. (1989).

Como em todo o sistema de tratamento esse tipo de reator apresenta aspectos positivos

e negativos. De uma maneira geral podem ser agrupados em: biomassa, operação e

construção. Tais aspectos são melhor descritos na tabela 3.9.

Tabela 3.9: Aspectos positivos e negativos de um reator de leito expandido/fluidizado. Fonte: Cooper & Atkinson (1981); Stronach et al. (1986); Sutton e Mishra (1991); Schügerl (1997) e Pereira et al. (2000),

Mendonça (2004) Aspecto Positivo Negativo

Biomassa

- Alta concentração de biomassa que permite tratar efluentes de cargas alta e baixa;

- Espessura do biofilme pode ser controlada e otimizada;

- Biomassa adapta-se vários efluentes.

- Materiais suporte de custo elevado;

- Reposição do material suporte devido o desgaste.

Operação

- Elevada eficiência de remoção; - Operação sob regimes contínuo e intermitente; - Trabalham com TDH relativamente baixo; - Potencialidade de tratar efluentes com sólidos

suspensos sem problemas de colmatação.

- Controle da velocidade; - Consumo de energia elevado; - Reposição do material suporte; - Desgaste do material suporte.

Construção

- Demanda por pequenas áreas e volumes; - Apresentam boa possibilidade de modulação; - Dependendo do material de execução o reator pode

ser transportado.

- Revestimento contra corrosão; - Dispositivo para a remoção de

escuma e introdução do material suporte.

Alguns autores (Horváth,1994 e Narayanan et al., 1995) apontam aspectos favoráveis

à recirculação de efluentes na operação de reatores de filme fixo, entre os quais podem ser

destacados:

Atenuação das variações de carga que são amortizadas pela recirculação;

Distribuição espacial da carga torna-se mais uniforme, o que favorece o crescimento

do biofilme.

Sreekrishnan et al. (1991) e Romli et al. (1994) chamam a atenção para a necessidade

de se reduzir a recirculação do efluente ao mínimo valor possível, a fim de se obter um menor

custo na operação do reator. Relatam ainda que a diluição do esgoto afluente e a razão de

recirculação necessária para manter as condições hidrodinâmicas estabelecidas em projeto,

são os principais fatores a serem ponderados.

Estes fatores estão inter-relacionados com a geometria do reator (altura e diâmetro),

conforme pode ser observado na tabela 3.10.

55

Tabela 3.10: Relação entre os aspectos de projeto e operação com a geometria do reator. Fonte: Mendonça, (2004).

Relação H/D* Diluição Bombeamento Distribuição Custo Área da Base Alta alta Menor fácil maior pequena Baixa baixa Maior difícil menor grande

Mendonça, (2004) e Nicolella et al. (2000a) apontam considerações a respeito do leito,

da hidráulica e do processo com relação às variáveis envolvidas no projeto e na operação de

reatores de leito expandido/fluidizado. A Figura 3.16 mostra o esquema proposto por eles.

Figura 3.16: Variáveis envolvidas em projetos de reatores de leito expandido/fluidizado. Adaptado:

Mendonça, (2004) e Nicolella et al. (2000a)

Na tabela 3.11 pode-se observar que a aplicação tecnológica em escala plena de

reatores de leito expandido/fluidizado, tem sido utilizada para tratar as diversas águas

residuárias.

Tabela 3.11: Aplicações da tecnologia de reatores de leito expandido/fluidizado

Fonte: Mendonça (2004) Reator

(m3) Água Residuária Processo Leito θH Referência

3,3 a 10 Água com alga Aeróbio CAG+cristobalita 1h Tanaka et al. (2001)

230 Esgoto sanitário Desnitrificação Areia 10min Bosander & Westlund (2000)

541 Coqueira Aeróbio Areia 7h Sutton et al. (1999)

700 Cervejaria Anaeróbio Pedra-pomes 3 a 4h Jördening & Mösche (1999)

32 Esgoto sanitário Anaeróbio CAG 3,2h Pereira et al. (2000) - Papel e celulose Anaeróbio Biolite 2 a 24h Holst et al. (1997)

6,2 Esgoto sanitário Desnitrificação Areia 5,7min Semon et al. (1997) 4,5 Esgoto sanitário Nitrificação Antracito 2h Hosaka et al. (1991)

A seleção do material suporte representa um dos aspectos cruciais a serem ponderados

no projeto de um reator de leito fluidizado. Além dos testes experimentais e de ensaios de

fluidifização, deverá ser objeto de etapas de caracterização física e química, além de se

levantar o custo da utilização do mesmo (Mendonça, 2004).

56

Entre as partículas pesquisadas e empregadas nesse tipo de reator, como suporte,

podem-se citar: areia (Cooper e Atkinson, 1981; Hamada, 1992 e Cuba Terán,1995), carvão

antracitoso (Hosaka et al.,1991), carvão ativado granular (GAC) (Sutton e Mishra, 1994;

Pereira et al, 2000), quitina (Tavares, 1992), materiais poliméricos (Bergamasco, 1996). No

entanto, somente os três primeiros materiais têm sido utilizados em estações de tratamento de

águas residuárias.

As principais características físicas a serem avaliadas durante a escolha do suporte são:

tamanho, forma, densidade, área superficial, resistência, durabilidade e rugosidade (Speece,

1996).

De acordo com Fan (1989) e Levenspiel e Kunii (1991), o tamanho das partículas,

exerce influência na área superficial disponível para a colonização microbiana, bem como nas

características de expansão do leito e transferência de massa (substrato e oxigênio quando o

reator é aeróbio).

Entre os pesquisadores existe consenso em se utilizar nesses reatores uma faixa de

tamanho de partícula não muito ampla, haja visto que quanto maior for o diâmetro da

partícula, menor a superfície específica e, dependo da partícula, maior será a velocidade

ascensional, para obter-se a expansão desejada, e conseqüentemente maior será o consumo de

energia elétrica (Marin et al.,1998, apud Mendonça, 2004).

De acordo com vários autores (Nicolella et al., 2000a, Mendonça, 2004 e Stronach et

al., 1986) a faixa de tamanho de partícula empregada nesses reatores situa-se entre 0,1 e

3,0mm. É importante mencionar ainda que, apesar de as partículas menores proporcionarem

baixo custo de energia para atingir-se o regime de fluidifização, elas ocasionam condições

operacionais no reator um tanto difíceis de serem controladas, em virtude de causarem

instabilidade no leito (Marin et al.,1998, apud Mendonça, 2004).

Andrews e Trapasso (1985) resumem na tabela 3.12 os problemas decorrentes da

escolha incorreta do material suporte.

57

Tabela 3.12: Problemas decorrentes da escolha do material. Fonte: Andrews e Trapasso (1985) Discriminação Muito Grande Muito Pequeno

Tamanho

- Velocidade de sedimentação alta exige leitos espessos para permitir tempo de contato adequado resultando no aumento das forças de cisalhamento;

- A redução do valor da relação área biofilme/volume de reator resulta em valores pequenos de carga orgânica.

- Resistência na transferência de massa do líquido se Re<1;

- Manuseio difícil.

Densidade

- Idem anterior. - Estratificação reversa como a velocidade de sedimentação

decresce com a relação volume do biofilme/volume de partícula suporte, os biofilmes mais espessos se movem para parte superior do leito, onde existe menor carga orgânica volumétrica.

- Idem anterior.

Coeficiente de desuniformidade

(CD)

- A estratificação baseada no tamanho das partículas causa: - aumento significativo da porosidade nas partes superiores do leito; - curto circuito, se durante a operação houver retirada de partícula do leito para a remoção do biofilme.

- Há estímulo para haver mistura de sólidos, que por sua vez tende a distribuir uniformemente a espessura do biofilme em todo volume do reator.

3.3.3.1. Expansão do Leito

Para um dado conjunto de condições de operação, uma análise do mecanismo de

fluidização proporciona informação sobre a espessura do biofilme (em equilíbrio) e a

porosidade do meio. Essa informação pode ser usada então para calcular a concentração de

biomassa no reator.

Várias correlações experimentais e teóricas tem sido propostas para definir relações

quantitativas entre os fatores que caracterizam o sistema fluidizado. Mulcahy e La Motta

(1978, apud Shieh et al, 1981) desenvolveram uma relação em que a porosidade do leito foi

determinada através de um parâmetro denominado índice de expansão, relacionado à

velocidade de sedimentação terminal das biopartículas.

A abordagem mais comum, entretanto, é determinar em primeiro lugar uma relação

empírica para uma partícula isolada e então estendê-la para abranger sistemas de muitas

partículas, por meio de um fator de correção dependente da porosidade do leito.

Considerando uma partícula isolada, suspensa em um meio fluido infinito, a força de

arrasto é dada por:

( )g6d

F fp

3p

D ρ−ρπ

= (3.21)

58

Em sistemas de muitas partículas, a força de arrasto depende da porosidade no reator.

Baseado em estudos experimentais extensivos de diferentes sistemas de leito fluidizado, tem

sido sugerida por muitos pesquisadores a relação seguinte:

( ) D'D FfF ε= (3.22)

onde: f(ε) é um fator de correção que leva em conta as interações entre as partículas.

Wen e Yu (1966) demonstraram que f(ε), pode ser dada, para Re<100 por:

687,1Re7,2Re18Ga)(f

+=ε (3.23)

Os mesmos autores defendem que f(ε) pode ser dada aproximadamente por:

( ) 7,4ef −=ε (3.24)

Somando as equações (3.23) e (3.24) tem-se:

657,17,4 Re7,2Re18Gae +=−

(3.25)

3.3.3.2. Estimativa da Concentração de Biomassa

A partir da equação (3.25), que relaciona as condições de fluidização no reator, pode-

se desenvolver equações para estimar a concentração de biomassa no reator, com base nas

seguintes hipóteses:

meio suporte esférico com dm e ρm;

biofilme homogêneo com espessura uniforme σ.

59

Neste caso o diâmetro da biopartícula é:

σ+= 2dd mp (3.26)

Com relação à porosidade, tem-se a porosidade inicial ε0 e também a porosidade do

leito com o meio contendo o biofilme, ε:

Ah'V1

0

m0 −=ε (3.27)

hA'V1 s−=ε (3.28)

sendo:

ho = altura inicial do leito fluidizado, com partículas sem biofilme;

h = altura do leito expandido, com biofilme;

V’m = volume das partículas sem biofilme;

V’s = volume do meio com biofilme (partículas mais biofilme);

oε = porosidade do leito fluidizado sem biofilme;

ε = porosidade do leito com a presença de biofilme nas partículas.

O volume total do biofilme sob essas condições de operação é:

1

1hh1)1(hA'V'V'V oo

msb

ε−ε−

−ε−=−= (3.29)

Considerando-se o volume total de biofilme V’b pode-se então calcular Vb, a

quantidade por volume unitário do leito fluidizado:

hA'VV b

b = (3.30)

ε−ε−

−ε−=11

hh

1)1(V oob (3.31)

60

Considerando-se a massa específica úmida do biofilme, ρbw, tem-se que a massa de

biofilme por unidade de volume do leito expandido, mb é:

ε−ε−

−ε−ρ=ρ=11

hh1)1(Vm oo

bwbbwb (3.32)

A massa seca do biofilme por unidade de volume do leito expandido define a

concentração de biomassa,

bbw V)w1(X −ρ= (3.33)

onde: w é o teor de umidade do biofilme (kg/kg).

Utilizando a equação (3.31), e lembrando que ρbw (1-w) é igual à massa específica do

biofilme seco, ρbd, a equação (3.33) torna-se:

ε−ε−

−ε−ρ=11

hh1)1(X oo

bd (3.34)

Assumindo que todas as partículas estão recobertas por uma espessura uniforme de

biofilme, σ, é possível relacionar o número de bio-partículas, n’, aos volumes, com ou sem

biofilme, com as equações:

6d

'n)1(hA'V3p

s

π=ε−= (3.35)

6d'n)1(Ah'V

3m

00mπ

ε−= (3.36)

Combinando-se as equações (3.35) e (3.36) verifica-se que:

3

p

moo

dd

11

hh

=

ε−ε−

(3.37)

61

Com esse resultado, a concentração de biomassa, equação (3.34), pode ser expressa

em função dos diâmetros da bio-partícula, dp e da partícula sem biofilme, dm, por:

−ε−ρ=

3

p

mbd d

d1)1(X (3.38)

Com o resultado da equação (3.37), pode-se agora calcular a massa específica da

partícula ρp conforme indicado pela equação (3.39). A massa específica é dada por:

−ρ+

ρ=ρ

3

p

mbw

3

p

mmp d

d1dd

(3.39)

Com a massa da partícula pode agora ser empregada na equação (3.25) que relaciona

as condições de fluidização no reator.

Analisando-se as equações (3.25), (3.38) e (3.39), verifica-se que a concentração de

biomassa no leito fluidizado do reator é principalmente uma função do tamanho da bio-

partícula (que depende da espessura do biofilme) e das características hidráulicas do sistema,

desde que as características do biofilme, tais como massa específica e teor de umidade, não

sejam afetadas pelas condições de operação.

Portanto, o desenvolvimento teórico de Shieh et al. (1981), exposto neste item,

demonstra que o desempenho de um reator de leito fluidizado é influenciado por inúmeras

variáveis que podem ser controladas pelo projetista. Essas variáveis incluem a altura do leito

expandido, a altura inicial do leito ou a quantidade de material sólido utilizado para suporte de

crescimento, a espessura do biofilme e a área transversal do fluxo do reator. Para um dado

meio suporte, a espessura de equilíbrio do biofilme depende da velocidade ascendente do

fluxo, da altura expandida do leito e do volume do meio suporte.

Na mesma linha de abordagem, Mulcahy e Shieh (1987) desenvolveram um modelo

de previsão da biomassa em um reator FBBR (Fluidized Bed Biofilm Reactor) para

denitrificação. Como substrato foi utilizado o efluente sedimentado de uma unidade de

aeração de um sistema de tratamento de esgotos sanitários. O modelo é baseado na correlação

de Richardson-Zaki (1954) entre a porosidade e a velocidade superficial de fluidização. As

equações que descrevem o modelo serão apresentadas a seguir.

62

A relação entre porosidade e a velocidade superficial é a correlação de Richardson -

Zaki:

ε= n

tuu

(3.40)

A velocidade terminal de sedimentação é dada por:

( )[ ] 5,0

fD

pfst C

gd75,0u

ρ

ρ−ρ= (3.41)

Correlação empírica entre o coeficiente de arrasto CD e o número de Reynolds

terminal, Ret:

btD ReaC = (3.42)

Correlação empírica entre o índice de expansão n e o número de Reynolds Terminal,

Ret:

dtRecn = (3.43)

A massa específica da partícula e a concentração de biomassa no leito são

determinadas segundo equações 3.38 e 3.39.

3.3.3.3. Efeito das Variáveis sobre a Concentração de Biomassa

Aplicando a técnica de análise de sensibilidade do modelo teórico de produção de

biomassa Shieh et al.(1981) foram capazes de desenvolver previsões teóricas de como a

produção de biomassa é afetada pelas variações da velocidade ascendente do fluxo, tamanho

das partículas do meio suporte, espessura do biofilme e conteúdo de umidade do biofilme.

63

a) Velocidade de fluxo

O efeito da velocidade de fluxo ascendente sobre a concentração de biofilme pode ser

resumido na figura 3.17. As conclusões que podem ser obtidas da figura são as seguintes:

Quanto maior a espessura do biofilme, maior a taxa de diminuição da concentração de

biomassa com o aumento da velocidade. Portanto, o decréscimo na concentração de

biomassa com o aumento da velocidade de fluxo é muito mais significativo quando o

biofilme é mais espesso;

Para um dado tamanho do meio, existe uma velocidade superficial em que duas

diferentes espessuras de biofilme produzem a mesma concentração de biomassa no

reator.

Figura 3.17: Efeito da velocidade sobre a concentração de biomassa.

Adaptado de Shieh et al.(1981)

b) Tamanho das partículas

A concentração de biomassa prevista pelo modelo de Shieh (op.cit.) para vários

diâmetros das partículas é apresentada na figura 3.18.

64

Figura 3.18: Efeito do tamanho do meio na concentração de biomassa.

Adaptado de Shieh et al.(1981)

As curvas mostram, como uma tendência única, um aumento na concentração de

biomassa com o aumento de tamanho do meio, até que um máximo é atingido. O valor

máximo depende tanto do meio quanto da velocidade ascendente. A figura 3.18 mostra

também a tendência de carreamento de biomassa para meios de tamanho menor quando uma

espessura crítica de biofilme é atingida.

Devido à existência de um ponto de máximo para cada curva, é possível obter a

mesma concentração de biomassa com tamanhos diferentes de partículas, para uma

velocidade de fluxo e espessura do filme.

c) Espessura do Biofilme

O efeito da espessura do biofilme sobre a concentração de biomassa é mostrado na

figura 3.19. Verifica-se que, para meios de tamanho menor, a manutenção de biofilmes mais

finos apresenta a vantagem de prevenir o arrastamento da biomassa em altas velocidades de

fluxo.

65

Figura 3.19: Efeito da espessura do biofilme na concentração de biomassa.

Adaptado de Shieh et al.(1981)

d) Teor de Umidade de Biofilme

O conteúdo de umidade do biofilme influi na concentração de biomassa segundo

apresentado na figura 3.20.

Figura 3.20: Efeito do teor de umidade do biofilme sobre a concentração de biomassa.

Adaptado de Shieh et al.(1981)

66

A figura 3.20 mostra que pequenas variações no teor de umidade causam mudanças

significativas na concentração de biomassa. Entretanto, esse teor depende das características

do esgoto a ser tratado e da população microbiana existente no sistema, de forma que o

conteúdo de umidade não é um parâmetro que possa ser controlado pelo projetista.

3.3.3.4. Influência da Geometria dos Injetores no Comportamento

Hidrodinâmico

A qualidade da fluidização pode sofrer a influência do tipo de injetor utilizado.

Injetores com poucos orifícios podem ocasionar leitos não homogêneos, mesmo com baixas

vazões de gás, observando-se uma canalização do gás na região central do leito.

Em contrapartida, a utilização de injetores com vários orifícios promove leitos mais

homogêneos, ocorrendo um padrão heterogêneo quando altas vazões de gás são alcançadas.

Este modelo, entretanto, pode não ser o mais econômico do ponto de vista do consumo de ar,

devido às maiores perdas resultantes.

Merchuk et al. (1997) testaram sete diferentes tipos de injetores, sendo quatro

cilíndricos (perfurados e confeccionados em vidros sinterizados) e três no formato de placas

porosas (confeccionados em pedras sinterizadas). Os injetores cilíndricos tinham 0,02m de

diâmetro e 0,03m de altura. Os injetores na forma de placas tinham 0,04m de diâmetro. O

reator empregado nos ensaios possuía uma área de 2,83 x 10-3m2 para o tubo de subida e de

2,80 x 10-3m2 para o tubo de descida, as quais correspondem a tubos com aproximadamente

0,06m de diâmetro.

A tabela 3.13 apresenta algumas características dos injetores utilizados.

Tabela 3.13: Características dos injetores utilizados por Merchuk et al. (1997)

Tipo de injetor Tamanho do poro

C1 (Cilíndrico perfurado) C2 (Cilíndrico perfurado)

C3 (Cilíndrico em pedra sinterizada) C4 (Cilíndrico em pedra sinterizada)

P1 (Placa em pedra sinterizada) P2 (Placa em pedra sinterizada) P3 (Placa em pedra sinterizada)

3 x 10-3m 0,5 x 10-3 m

120µm

60µm

120µm

60µm

30µm

67

Alguns dos parâmetros como área e diâmetro dos orifícios têm mostrado forte

influência na fração volumétrica de gás e no coeficiente de distribuição (Ohki et al.,1970,

apud Merchuk et al., 1997). Neste mesmo artigo o autor comenta a existência de três regimes:

regime uniforme de bolhas; regime de transição e heterogêneo.

Foi observado que os injetores cilíndricos de vidro sinterizado apresentaram os três

regimes à medida que variava a vazão de gás. Estes mesmos injetores cilíndricos, mas

perfurados, apresentaram uma mudança mais gradual na fração volumétrica de gás do leito e a

transição entre o regime uniforme e heterogêneo menos acentuada.

Os injetores de placas de vidro sinterizado apresentaram o mesmo comportamento dos

injetores cilíndricos (Merchuk et al., 1997).

A figura 3.21 representa o comportamento das frações volumétricas de gás para os

injetores cilíndricos.

Figura 3.21: Comportamento da fração volumétrica de gás no tubo interno com injetores cilíndricos.

Adaptado de Merchuk et al. (1997)

Freitas et al. (2000) verificaram um comportamento semelhante em reatores de tubos

paralelos (external-loop) com um volume de 60 litros, 2,07m de altura e diâmetro de 0,05m

para o tubo de subida e 0,158m para o tubo de descida, a respeito do regime de transição,

constatando que a medida que aumentava o diâmetro dos orifícios, a transição apresentava-se

mais suavizada.

Alguns autores indicam que o fenômeno de coalescência começa com baixas vazões

de ar à medida que o diâmetro dos orifícios é aumentado. Já com injetores de diâmetro menor,

este fenômeno deve ocorrer a vazões maiores e então um valor máximo da fração volumétrica

de gás deverá ocorrer e, logo após atingido este valor, a coalescência entre as bolhas resultará

no aumento do seu tamanho e conseqüentemente em um decréscimo na fração.

68

Entretanto existe uma discordância nos resultados apresentados por Merchuk et al.

(1997), que diz que a geometria dos injetores tem grande influência na fração. A figura 3.22

mostra que a influência do diâmetro dos orifícios na fração do tubo de subida não é muito

significativa.

Em alguns casos, com baixa concentração de sólidos, o aumento do diâmetro do

orifício ocasionou um decréscimo na fração do tubo de subida, sendo isto negligenciado em

concentrações maiores que 10% (Freitas et al., 2000).

Figura 3.22: Variação da fração volumétrica de gás no tubo de subida em função da velocidade superficial do gás, concentração de sólidos e diâmetros dos orifícios (• - 1,6mm; - 1,0mm; - 0,5mm) (a) sólidos de

baixa massa específica, (b) sólidos com alta massa específica. Adaptado de Freitas et al. (2000)

O diâmetro dos orifícios afeta o tamanho inicial das bolhas. As bolhas com tamanho

grande apresentam tempo de residência menor comparado com bolhas de menor tamanho.

Esta alta velocidade de ascensão resulta em uma redução na fração porque um volume menor

de gás estará presente em um determinado tempo, afetando desta maneira a velocidade de

circulação do líquido.

69

Sob condições de alta turbulência, o tamanho das bolhas independe do diâmetro inicial

(ditado pelo tamanho dos orifícios dos injetores) e passa a ser controlado pelo equilíbrio entre

as forças dinâmicas, que colaboram para seu rompimento, e a tensão superficial que tenta

preservar o tamanho e a forma da bolha (Chisti, 1989, apud Freitas et al., 2000).

Para alta quantidade de sólidos, as bolhas acabam não possuindo um tempo suficiente

para agir independentemente e a coalescência e o rompimento passam a ser os fatores

importantes, sendo portanto negligenciado o efeito da geometria dos injetores.

Gebara et al. (2000) testaram dois tipos de injetores, sendo um de PVC perfurado e

outro confeccionado em vidro sinterizado, em dois reatores de leito fluidizado de 6 e 12

metros, respectivamente.

Através de suas observações em campo e em modelos de acrílico transparente

verificou-se, nos ensaios com água limpa, que o injetor de PVC descarregava jatos contínuos

de ar que se fracionavam posteriormente. Apresentava também um padrão de tamanho mais

homogêneo. O injetor de pedra porosa apresentou um comportamento inverso, passando de

uma distribuição inicialmente homogênea para um padrão heterogêneo, apresentando bolhas

pequenas e grandes a medida que aumentavam as vazões de ar (Gebara et al., 2000),

corroborando resultados obtidos por Merchuk et al.(1997) e Freitas et al.(2000).

Do ponto de vista da taxa de transferência de oxigênio, ambos injetores apresentaram

desempenho equivalente (Gebara et al., 2000).

3.4. Reatores Aeróbios de Leito Fluidizado com Circulação

O difícil controle da espessura do biofilme é apontado como sendo uma desvantagem

na operação com reatores do tipo expandido/fluidizado, tais como o USB e BFB. Nos reatores

de leito fluidizado com circulação conseguida por meio de jatos de ar, o controle desta

espessura se mostra possível, resultando em biofilmes densos, conforme Heijnen et al. (1990).

Os reatores deste tipo são chamados na bibliografia de “Loop Reactors”, podendo ser a

circulação conseguida externamente ou internamente. A figura 3.23 mostra um esquema de

um modelo de reator BAS proposto por Heijnen et al. (1993), representante da classe de

reatores com circulação interna (“internal loop”) obtida em tubos concêntricos.

70

Gás

EspaçoanularEspaço

sedimentaçãoEfluente

Tubo de subida (RISER)

Afluente

Tubo de descida(DOWNCOMER)

Ar Figura 3.23: Esquema de um reator BAS (Biofilm Airlift Suspension).

Adaptado de Nicolella et al. (2000a)

Os reatores possuem duas regiões conectadas onde o meio, em uma região, circula em

fluxo ascendente constituindo o tubo de subida (riser) e na outra região em fluxo do topo para

a base constituindo o tubo de descida (downcomer).

O ar é injetado na base desses reatores e move-se em fluxo ascendente no tubo de

subida. Dependendo do regime de circulação das bolhas, o tubo de descida pode estar sem a

presença de bolhas, parcialmente preenchido ou completamente, podendo ainda ocorrer uma

recirculação das bolhas do tubo de descida para o de subida.

A diferença entre o gás retido nos dois tubos cria uma diferença de massa específica,

sendo esta responsável pela circulação da fase líquida. Dependendo da velocidade da fase

líquida, as partículas sólidas irão começar a circular com o líquido.

A interação entre as três fases (sólida, líquida e gasosa) resulta em um sistema que se

comporta como um misturador ideal.

Para se obter uma alta eficiência no tratamento com uma baixa produção de lodo e

uma nitrificação total é necessário uma grande idade do lodo. Isto é obtido com maior

eficiência pela imobilização da biomassa nos biofilmes contidos nas superfícies do reator

(Pascik et al., 1984), utilizando-se partículas em suspensão, fazendo desta forma que se

aumente consideravelmente a área superficial.

O desenvolvimento do biofilme pode ser descrito como um processo de 3 (três) fases

(Heijnen et al., 1992): 1) adaptação das células (microrganismos); 2) formação de

microcolônias e 3) formação do biofilme. Ainda, segundo Heijnen, a adaptação dos

microrganismos já é um procedimento bastante conhecido, ao contrário da turbulência no

71

sistema com elevado atrito entre as partículas. Da mesma maneira, a formação de biofilme

tem sido bastante examinada.

Ainda no mesmo artigo Heijnen diz sobre as diferenças entre a formação de biofilme

em reatores de suspensão com air-lift e os sistemas convencionais de biofilmes: l) área

superficial específica relativamente elevada, 2) condição de fluxo turbulento, 3) geometria

esférica do biofilme, e 4) mudança da área superficial do biofilme durante o seu crescimento.

A tabela 3.14 a seguir fornece algumas diferenças entre os sistemas mencionados.

Tabela 3.14: Diferenças entre processo de tratamento convencional de esgoto, e o processo de reator BAS.

Fonte Heijnen et al. (1993)

Lodo Floculado Biofilme em Partículas Suspensas

Velocidade de sedimentação do lodo 1m/h 50m/h Partículas inertes Acumulação no lodo sem acumulação

Sólidos suspensos voláteis 5g/l 40g/l Velocidade superficial no decantador < 1m/h 10-30m/h

Geometria do reator Volumoso e amplo compacto e alto Altura/Diâmetro <<1 >1 Área requerida grande pequena

Desta forma vê-se que o fenômeno da formação de biofilme em pequenas partículas

em suspensão num reator com circulação provocada por injeção de ar ("air-lift") tem grande

importância na performance do processo, especificamente a separação do biofilme devido ao

atrito, que com certeza pode ter um efeito dominante neste processo (Heijnen et al., 1993).

3.4.1. Regime de Circulação de Bolhas

Vários autores têm observado a ocorrência de diferentes regimes de circulação de gás.

Siegel et al. (1986, apud van Benthum et al., 1999a) descrevem a existência desses regimes e

sua dependência sobre a zona de separação gás-líquido e da velocidade do líquido no tubo

externo (ou tubo de descida).

A figura 3.24 apresenta esses regimes em função da velocidade superficial do gás.

72

Figura 3.24: Regime de circulação de bolhas em função da vazão de gás.

Adaptado de Heijnen et al. (1997)

Pela figura 3.24, visualizam-se os seguintes regimes com o aumento da vazão de gás:

Regime I: Não há presença de gás no tubo externo. Este efeito ocorre em baixas vazões de

gás, onde a velocidade da fase líquida é insuficiente para carregar as bolhas para o tubo

externo, ou seja, a velocidade do meio líquido é menor que a velocidade relativa das bolhas

(vLe < ugs).

Regime II: Nesta fase ocorre a presença de bolhas de gás no tubo externo e este poderá estar

parcialmente ou completamente preenchido pelas bolhas. As bolhas parecem estar

estacionadas na coluna externa, não apresentando grandes deslocamentos dirigidos

verticalmente para baixo. A velocidade de circulação da fase líquida é praticamente igual a

velocidade relativa da bolha (vLe = ugs).

Regime III: Completa recirculação de gás. Todas as bolhas que são levadas para o tubo

externo caminham por toda sua extensão e retornam novamente ao tubo interno. A velocidade

do líquido é maior que a velocidade relativa das bolhas. Devido à recirculação das bolhas para

o tubo interno, a quantidade de gás contida no tubo interno é maior que a injetada pelos

borbulhadores (vLe > ugs).

73

3.4.2. Regime de Circulação de Sólidos

Aumentando-se a vazão de gás, três regimes distintos podem se desenvolver em

relação ao comportamento dos sólidos: leito fixo - leito fluidizado e leito de completa

suspensão e circulação dos sólidos.

No regime de leito fixo, o tubo interno comporta-se como uma coluna de bolhas e não

há circulação do líquido no tubo externo, permanecendo estático. As partículas sólidas

encontram-se totalmente depositadas na base do reator.

A condição de operação que deve ser satisfeita para a completa suspensão dos sólidos,

ou seja, para que o reator opere no regime de fluidização está representada pela relação abaixo

(Garcia-Calvo et al., 1999):

01 0s

L

sg ≥ε

−

ρρ

−ε (3.44)

sendo 0

sε = fração volumétrica inicial de sólidos.

Nesta relação, para que ocorra a suspensão dos sólidos, a massa específica aparente no

tubo interno (subida) deve ser menor ou igual a massa específica aparente no tubo externo

(descida).

A distribuição inicial é decisiva na mudança de leito fixo para leito de circulação,

porque determina a vazão de gás necessária para suspensão dos sólidos (Garcia-Calvo et al.,

1999). Aumentando a vazão até valores próximos ao mínimo necessário para a fluidização do

leito o valor da fração volumétrica inicial de sólidos ( 0sε ) irá corresponder aos sólidos

inicialmente sedimentados na base do tubo interno. Se a vazão de gás for menor que a

velocidade mínima de fluidização, as partículas irão sedimentar. Alguns autores ( Heijnen et

al. 1997), relatam que na partida dos reatores uma vazão de gás maior que a mínima é

necessária para fluidizar o leito devido à resistência oferecida pelas partículas em função do

arranjo entre elas.

No decréscimo da vazão de gás, de altos valores até uma vazão próxima da mínima

necessária para a fluidização, a expansão no tubo interno deverá contrabalancear a diferença

de sólidos no tubo externo e interno, de maneira a garantir que a massa específica no tubo

interno seja menor ou igual à massa específica do externo.

74

Reduzindo-se a vazão de gás a valores muito baixos, de maneira a provocar a

sedimentação dos sólidos na base do reator, o valor da fração volumétrica inicial de sólidos

deverá computar a diferença de sólidos no tubo interno e externo.

Garcia-Calvo et al. (1999) calculam esta fração pela equação abaixo:

esis0s ε−ε=ε (3.45)

Quando é atingido o estado de fluidização, a distribuição de sólidos muda com o

aumento da vazão de gás. Os reatores começam a comportar-se como um sistema trifásico

(sólido, líquido e gás).

A diferença entre o leito fluidizado e o leito de completa suspensão e circulação de

sólidos é estabelecida pelo valor da velocidade do líquido. Quando a velocidade do líquido é

maior ou igual à velocidade de sedimentação do sólido, as partículas começarão a circular

pelo tubo externo e interno.

Reatores com baixa razão entre a área interna e externa mudam de leito fixo para leito

de completa suspensão de sólidos diretamente (Petrovic et al., 1993, apud Garcia-Calvo et

al.,1999).

No leito, quando os sólidos encontram-se suspensos, a velocidade do líquido é maior

que a velocidade de sedimentação, satisfazendo a condição a seguir:

tL uv ≥ (3.46)

3.4.3. Efeito da Fração Volumétrica de Gás sobre a Velocidade de

Circulação

O conhecimento da relação entre a fração de gás no tubo interno

(subida)/externo(descida) e a vazão de gás é importante porque determina a velocidade de

circulação do líquido e sólidos em um meio trifásico e a expansão nestes reatores (Van

Benthum et al,1999a, 1999b).

A circulação do meio líquido é ocasionada pela diferença de massas específicas

existente entre o tubo interno e externo. Esta diferença de massas específicas está ligada à

quantidade de gás retido no compartimento interno e externo. Como a quantidade de gás no

75

tubo interno é maior que no tubo externo, este se apresenta menos denso. Desta maneira, uma

circulação dirigida para baixo (movimento descendente) irá acontecer.

O comportamento da velocidade se altera em cada regime de circulação de bolhas.

Van Benthum et al. (1999a, 1999b) descrevem que no regime I a velocidade do líquido

no tubo externo aumenta rapidamente a medida que é aumentada a vazão de gás.

Já no regime II, o tubo externo pode estar parcialmente ou inteiramente preenchido

pelas bolhas de gás. Quando o tubo se encontra parcialmente preenchido, forma-se uma

cortina de gás, sendo que não há presença de bolhas abaixo desta cortina.

À medida que a vazão de gás é aumentada, o equilíbrio é brevemente perturbado e a

cortina movimenta-se para baixo até que uma nova condição de equilíbrio seja atingida.

Aumentando continuamente a vazão de gás, esta cortina irá se distribuir ao longo de todo tubo

externo, do topo até a base, caracterizando o limite entre o regime II e regime III.

No regime III a velocidade aumenta com o aumento da vazão de gás.

A figura 3.25 mostra uma representação esquemática, segundo Van Benthum et al.

(1999b), do comportamento da expansão no tubo externo e interno em função da vazão de

gás.

k3, e

3, ik

2k

2k

Gi,2ε

Gi,2εGi,1ε

tubo interno

tubo externo

1 2 3

- Gi,1ε

regimeexpansão

velocidade superficial do gás

Figura 3.25: Representação esquemática da expansão no tubo interno (subida) e externo (descida) como função da velocidade superficial do gás.

Adaptado de Van Benthum et al. (1999b)

No regime I há gás apenas no tubo interno. O aumento da velocidade é explicado pelo

aumento da diferença da fração volumétrica de gás entre o tubo interno e externo.

Quando o regime II é atingido, a diferença permanece constante, existindo a tendência

da velocidade permanecer constante.

76

Estes regimes podem ser comparados aos regimes observados por Merchuk et al.

(1997). O regime homogêneo descrito por Merchuk corresponde ao regime I e II relatado por

Van Benthum e o regime de transição e heterogêneo ao regime III.

Dall’Aglio Sobrinho et al. (2001) observou a existência desses regimes em um modelo

reduzido de 2 metros de altura e diâmetro interno e externo de 50 e 100 milímetros.

Adotando em seu experimento duas configurações, sendo uma onde o tubo interno

apresentava sua saída livre e a outra submersa ou pressurizada, notou, no caso em que a saída

não era pressurizada, a existência de um quarto regime, caracterizado como regime 0. Neste

regime de funcionamento, os reatores assemelham-se a uma coluna de bolhas, largamente

utilizada em processos industriais. A circulação do meio líquido é praticamente nula neste

regime de operação.

A mudança na declividade da reta vista na figura 3.25 corresponde ao regime III ou

heterogêneo, onde estão presentes bolhas de diversos tamanhos. As bolhas maiores tendem a

apresentar uma velocidade de ascensão maior, diminuindo a fração de gás no tubo interno e

dificultando sua entrada para o tubo externo, resultando no comportamento descrito pela

figura. E isto também colabora para que a fração de gás no tubo interno se desenvolva muito

mais rapidamente que no tubo externo.

A observação do comportamento da velocidade e das frações são bons indicadores

para identificar o regime em que os reatores estão operando.

Segundo Heijnen et al. (1997), a modelagem hidrodinâmica é essencialmente diferente

em cada regime mencionado.

A abordagem hidrodinâmica ainda pode se tornar difícil em cada regime devido aos

efeitos de escala. Heijnen et al. (1997) relata que pode ser complicado operar no regime de

completa circulação de gás (regime III) em modelos reduzidos. Isto acaba impulsionando

alguns autores a modelarem o regime III apenas em escalas maiores.

3.4.4. Efeito da Concentração de Sólidos e da Massa Específica sobre

a Velocidade de Circulação

A introdução progressiva de sólidos nos reatores resulta em um significativo

decréscimo da fração volumétrica de gás no tubo interno devido a uma redução da área de

fluxo do gás e do líquido.

77

A presença de sólidos ocasiona um aumento da coalescência e do diâmetro das bolhas

o que ocasiona, como já visto anteriormente, uma redução da fração de gás no tubo interno e

externo.

Segundo Freitas et al. (2000), quando os reatores estão operando a vazões baixas, o

efeito da massa específica tem pouca influência sobre a fração de gás no tubo interno,

podendo em altas vazões ser negligenciado o seu efeito. Nas figuras 3.26 e 3.27 observam-se

os resultados encontrados por Freitas et al. (2000).

Resultados similares foram obtidos por Hwang et al. (1995, apud FREITAS et

al.,2000), Verlaan et al.(1987, apud FREITAS et al.,2000) e Freitas e Teixeira (1997).

Apesar de alguns resultados apresentarem um pequeno efeito da massa específica dos

sólidos sobre o comportamento hidrodinâmico, existem ainda algumas divergências entre os

trabalhos publicados.

Figura 3.26: Influência da concentração e massa específica dos sólidos sobre a fração volumétrica de gás

em função do diâmetro do orifício do injetor e da vazão de ar (2100 l/h: Ο - baixa massa específica, • - alta massa específica; 5300 l/h: - baixa massa específica, - alta massa específica; 8000 l/h: ◊ - baixa massa

específica, ♦ - alta massa específica; 11800 l/h: ∇ - Baixa massa específica, - alta massa específica). Adaptado de Freitas et al. (2000)

78

Figura 3.27: Efeito da concentração e massa específica dos sólidos – a) sólidos de alta massa específica; b)

sólidos de baixa massa específica. Adaptado de Freitas et al. (2000)

Freitas e Teixeira (1997) observavam que a concentração e a massa específica dos

sólidos teriam uma considerável influência sobre a expansão, velocidade e tempo de mistura

em experimentos conduzidos em reatores de tubos concêntricos, em contradição a seus

próprios resultados obtidos mais tarde, como pode ser observado nas figuras 3.26 e 3.27.

3.4.5. Efeito da Relação entre a Área do Tubo Externo e Interno sobre

a Velocidade de Circulação

Vários aspectos geométricos no projeto dos reatores que utilizam o sistema air-lift,

vêm demonstrando forte influência no comportamento hidrodinâmico, incluindo a

configuração da zona de liberação de gás, altura dos reatores e desenho dos injetores.

Alguns autores têm publicado trabalhos a respeito da relação entre a área

externa/interna (Ae/Ai), na tentativa de controlar o comportamento hidráulico. Bello et al.,

(1984), investigou a influência da relação (Ae/Ai), em dois tipos de reatores, sendo um de

79

circulação externa e o outro em tubos concêntricos. Pelas figuras 3.28 e 3.29 observam-se os

resultados obtidos.

Figura 3.28: Expansão (fração de gás) no tubo interno em função da potência inserida.

Adaptado de Bello et al. (1984)

Figura 3.29: Variação da expansão (fração de gás) no tubo interno.

Adaptado de Bello et al. (1984)

Uma significativa influência deste parâmetro é observada nas figuras 3.28 e 3.29. O

aumento da velocidade de circulação apresentado nos resultados obtidos por Bello et al.

(1984) é acompanhado pelo aumento da relação entre os diâmetros em reatores de circulação

externa.

80

O acréscimo da velocidade explica a redução da fração de gás no tubo interno devido

ao tempo de residência das bolhas ser cada vez menor à medida que a velocidade cresce.

Os experimentos conduzidos em um reator de tubos concêntricos não demonstraram

qualquer variação significativa da fração no tubo interno. Entretanto isto não evidencia que

(Ae/Ai), não tenha qualquer efeito sobre a fração e a velocidade, como foi observado por

Gravilescu e Tudose (1998). Sua experimentação foi idealizada em um reator de tubos

concêntricos e foi verificado que ocorria um aumento da força motriz para a circulação à

medida que (Ae/Ai) aumentava, concordando com os resultados em reatores de circulação

externa apresentados por Bello et al. (1984).

Isto mostra a possibilidade de controlar a hidráulica dos reatores, alterando apenas os

diâmetros.

3.4.6. Transferência de Oxigênio

Nos reatores aeróbios de leito fluidizado grande parte do ar injetado é requerido para

manter o meio suporte em suspenção. Entretanto a quantidade de ar a ser injetada deverá levar

em consideração o oxigênio necessário para que os processos de oxidação da matéria orgânica

e nitrogenada não sejam comprometidos. A quantidade de oxigênio transferido durante a

injeção de ar torna-se um parâmetro de controle importante nestes dispositivos.

A capacidade de um reator em transferir oxigênio para o meio é avaliada por diversos

índices que são calculados a partir da determinação do coeficiente global de transferência de

oxigênio, KLa.

Diversos autores vêm publicando valores de KLa em diversas geometrias de reatores

de leito fluidizado por jatos de ar e alguns destes trabalhos relatam o efeito do comportamento

hidrodinâmico sobre este parâmetro.

Bello et al. (1984) apresentaram um trabalho cujo foco principal em suas discussões

era a hidrodinâmica e a transferência de massa em reatores de leito fluidizado em tubos

concêntricos e paralelos. Este trabalho apresentou também uma revisão com vários resultados

de KLa obtidos por outros autores.

A tabela 3.15 apresenta alguns parâmetros geométricos de reatores com tubos

concêntricos relatados na literatura e citados no trabalho de Bello et al. (1984).

81

Tabela 3.15: Dados de trabalhos com reatores de tubos concêntricos Fonte: Bello et al (1984).

Nº Referência Tipo de reator Ad/Ar

DT or Dr(m)

HD(H0) (m) Líquido Tipo de injetor

1 El-Gabbani (1997) CT 0.29 0.095 1.65 (1.47) água anel injetor 2 Fukuda et al. (1978) CT 0.38-1.67 0.20 1.82 (1.00) Na2SO3 placa perfurada

3 Gasner (1974) RS 1.0 0.20 x 0.30 1.22 (0.71) Na2SO3 forma de U

4 Botton et al. (1980) CT 1.14 0.19 1.30 Na2SO3 anel concentrico

CT 0.09 0.48 1.50 Na2SO3 3 anéis

concentricos

5 Hatch (1973) CT 1.12 0.30 2.8b (2.6) meio fermentado anel

6 Lin et al. (1976) EL 0.11 0.15 3.0 (2.87) meio fermentado tubo perfurado

7 Orazem e Erickson (1979) SC 1.0 0.15 1.22 (1.07) Na2SO3 orifício único

SC (dois estágios) - - 0.66 (0.51)

cada estágio Na2SO3 orifício único

8 Sinclair e Ryder (1975) CT 3.0 0.15 0.23 (0.18) água anel concêntrico 9 Schügerl et al. (1977) BC - 0.14 4 água placa perfurada BC - 0.14 4 água placa porosa

10 Deckwer et al. (1974) BC - 0.20 7.23 água orifício BC - 0.15 4.4 água placa porosa

11 Kastanek (1976) BC - 0.10 0.6-1.2 água placa perfurada 12 Yoshida e Akita (1965) BC - 0.15 0.9-1.82 água orifício único 13 Onken e Weiland (1981) EL 0.25 0.10 8.5 (8.5) água placa porosa a BC – bubble column (coluna de bolhas); EL – external-loop airlift contactor (reator airlift com circulação externa); CT – concentric-tube airlift contactor ( reator airlift de tubos concêntricos); RS- rectangular split airlift contactor (reator airlift retangular); SC – split cylindrical airlift contactor (reator airlift cilíndrico). b Clear liquid height.

A figura 3.30 apresenta os valores de KLa em função da potência de injeção de ar por

unidade de volume dos reatores, obtidos experimentalmente pelos trabalhos citados na tabela

3.15. O gráfico traz como identificação de cada curva os números dos respectivos trabalhos na

tabela 3.15.

Figura 3.30: Gráfico com os resultados de KLa dos trabalhos citados na tabela 3.15.

Adaptado de Bello et al. (1984)

82

As figuras 3.31 e 3.32 apresentam valores de KLa em função da potência de injeção de

ar por unidade de volume dos reatores.

Figura 3.31: KLa em função da potência injetada pelo ar

por volume unitário. Dados obtidos por Bello et al. (1984), em modelos de circulação

externa. Adaptado de Bello et al. (1984)

Figura 3.32: KLa em função da potência injetada pelo ar por volume unitário. Adaptado de Bello et al.

(1984)

Os resultados apresentados na figura 3.31 foram obtidos em modelos de recirculação

por tubo externo com 1,80m de altura total e com 4 relações diferentes entre as áreas de

descida e subida, variando entre 0,11 e 0,69. A curva com relação nula entre as áreas refere-se

a uma coluna de bolhas, ou seja, sem recirculação. A figura 3.32 apresentou os resultados de

KLa em função da potência injetada para reatores de tubos concêntricos, com circulação

interna e 1,80m de altura.

A tabela 3.16 apresenta um resumo de valores de KLa em função da velocidade

superficial do ar obtidos por diversos autores.

Tabela 3.16: Valores de KLa em função da velocidade superficial do ar.

Fonte: Lertpocasombut, (1991). Referência Velocidade Superficial do ar(cm/s) KLa (s-1) OBS

0,16 0,0022 0,28 0,0040 Lertpocasombut, 1991 0,53 0,0073 0,5 0,0100 Água limpa 1 0,0200 Água limpa

1,5 0,0300 Água limpa 2 0,0350 Água limpa

Bigot,1990

2,5 0,0500 Água limpa 2,4 0,0650 Água limpa 3,2 0,0250 Ryhiner et al.,1988 4,1 0,0350

83

Na tabela 3.17 observa-se valores de KLa em função da velocidade superficial do ar

em duas regiões diferentes do reator (sedimentador e tubo de aeração), obtidos por Alberte

(2003). Este experimento foi conduzido em um reator aeróbio de leito fluidizado com tubos

concêntricos.

Tabela 3.17: Valores dos coeficientes de transferência de oxigênio, KLa (s-1) em duas diferentes regiões do

reator “air-lift” Fonte: Alberte, (2003)

Velocidade Superficial

(cm/s)

KLa (s-1) (sedimentador)

KLa (s-1) (tubo aeração)

0,31 0,000056 0,000833 0,62 0,00006 0,001017 0,93 0,000061 0,001089 1,24 0,000217 0,001283 1,55 0,000544 0,001500 1,86 0,000525 0,001333

3.5. Modelos Hidrodinâmicos

O desenvolvimento de modelos hidrodinâmicos que descrevam o comportamento

hidráulico dos reatores é essencial para otimizar sua utilização nos diversos ramos da

biotecnologia e tratamento de águas residuárias.

Heijnen et al. (1997) basearam seu modelo sobre reatores em escala reduzida operando

no regime III, na tentativa de reproduzir o comportamento em escalas industriais. Neste

trabalho Heijnen desenvolve seu modelo sobre o balanço de quantidade de movimento. O

modelo pode ser utilizado em um sistema bifásico (gás – líquido) podendo ser estendido para

um sistema trifásico (gás-líquido-sólido).

Existem poucos trabalhos tratando de modelos nos regimes I e II em escalas

industriais. O que causa certo distanciamento em retratar modelos nos dois primeiros regimes

são as instabilidades que podem ocorrer quando vazões muito baixas são empregadas. Do

ponto de vista do tratamento biológico, a operação dos reatores no regime II pode trazer

vantagens no processo de desnitrificação.

Além das equações baseadas no balanço da quantidade de movimento, outros autores

como Hwang e Cheng (1997), Gavrilescu e Tudos (1998), Garcia – Calvo et al. (1999), têm

realizado seus equacionamentos sobre o balanço de energia fixando como volume de controle

o tubo interno ou tubo externo.

84

A maioria desses modelos, entretanto, necessita de expressões adicionais que

correlacionem as frações volumétricas de gás e a presença de sólidos no tubo interno /

externo. A predição destas frações em reatores que configuram o sistema air-lift é muito

difícil porque são fortemente dependentes da geometria (Heijnen et al., 1997).

Chisti e Moo-Young (1993) usaram uma relação empírica para a fração de gás no tubo

interno, combinada com uma expressão muito simples para predizer a fração de gás no tubo

externo, comparando isto a 90% da fração no tubo interno. Sua relação, segundo Heijnen et al.

(1997), não apresenta uma expressão adicional para o aumento da fração de gás no tubo

interno como resultado da recirculação, ficando apenas válida no regime II.

3.5.1. Modelo proposto por Chisti et al. (1987)

O modelo apresentado por Chisti et al. (1987) leva em consideração o balanço de

energia no reator. Desta maneira pode-se escrever que a energia adicionada ao sistema se

iguala à energia dissipada.

Ftbeii )Ed()Ed()Ed()Ed()Ed(E ++++= (3.47)

sendo: Ei – energia inserida no sistema devido à expansão isotérmica do gás;

(Ed)i – energia dissipada pela cortina de bolhas no tubo interno;

(Ed)e – energia dissipada devido à estagnação do gás no tubo externo;

(Ed)b/t – energia dissipada devido à reversão do fluxo na base/topo;

(Ed)F – energia dissipada devido à fricção no tubo interno e externo.

A energia inserida por unidade de tempo pode ser expressa na forma:

ρ+=

h

DDhi P

gh1lnPQE (3.48)

85

sendo: Ph – pressão no espaço superior do reator (N/m2);

ρD – massa específica de dispersão (kg/m3);

g – aceleração da gravidade (m/s2);

hD – altura de dispersão (gás-líquido) (m);

Q – vazão de gás (m3/s).

O autor simplifica a equação (3.47) negligenciando o efeito do atrito no tubo interno e

externo. Isto se mostra possível em fluidos newtonianos de baixa viscosidade segundo Lee et

al. (1986, apud Chisti et al., 1987).

Considerando o esquema apresentado pela figura 3.33 e fazendo o balanço de energia,

fixando o volume de controle no tubo interno, pode-se então escrever.

Figura 3.33: Esquema do volume de controle no modelo de Chisti.

Adaptado: Chisti et al. (1987)

a) Balanço no tubo interno

Q)Ed(

EQ

EE

L

i2

L

i1 γ

+=γ

+ (3.49)

Q)Ed(zp

QEzp

L

i2

L

2

L

i1

L

1

γ++

γ=

γ++

γ (3.50)

Os termos de energia nas equações (3.49 e 3.50) estão representados em termos de

carga.

86

A pressão no ponto (1) pode ser escrita:

( ) DLgi21 gh1pp ρε−+= (3.51)

sendo: εgi – fração volumétrica de gás no tubo interno;

ρL – massa específica do líquido (kg/m3).

Substituindo (3.51) em (3.50) e multiplicando a equação resultante por γLQ, obtém-se:

gQ)zz()Ed(EgQh)1( L

h

12iiLDgi

D

ρ−+=+ρε−43421 (3.52)

Desenvolvendo chega-se:

43421444 3444 21potencialenergiadeganho

iLiDL

pressãodetermosemenergiadeperda

iLigiDLii AughAu)1(gh)Ed(E ρ+ε−ρ−= (3.53)

Portanto a energia dissipada por unidade de tempo no tubo interno (Edi) pode ser

escrita como:

giiLiDLii AughE)Ed( ερ−= (3.54)

sendo: uLi – velocidade superficial do líquido no tubo interno (m/s);

Ai – área do tubo interno (m2).

b) Balanço no tubo externo

Admitindo o tubo externo como volume de controle pode-se escrever o balanço como

Q)Ed(

EEL

e12 γ+= (3.55)

Q)Ed(

zpzp

L

e1

L

12

L

2

γ++

γ=+

γ (3.56)

87

Substituindo a equação (3.51) em (3.56) obtém-se:

Q)Ed()1(h)zz(

L

egeD

h

12

Dγ

+ε−=−43421 (3.57)

sendo: εge – Fração volumétrica de gás no tubo externo.

Reescrevendo a equação (3.57) e multiplicando por γLQ tem-se:

4342144 344 21potencialenergiadeperda

LD

pressãodeenergiadeganho

geDe gQhgQ)1(h)Ed(L

ρ−ρε−+ (3.58)

Desenvolvendo a equação (3.57), pode-se escrever a energia dissipada por unidade de

tempo no tubo externo como:

geeLeLDe Aguh)Ed( ερ= (3.59)

sendo: uLe – velocidade superficial do líquido no tubo externo (m/s);

Ae – área do tubo externo (m2).

Resta obter as equações que representem as perdas na base e no topo dos reatores

devido à reversão do fluxo.

Chisti et al. (1987) comentam em seu artigo que as perdas de carga na base e no topo

podem ser calculadas exatamente da mesma forma que as perdas localizadas em tubos, ou

seja:

)base(g2

vkh2Le

BB =∆ (3.60)

)topo(g2

vkh2Li

TT =∆ (3.61)

A energia dissipada por unidade de tempo pode ser escrita como:

88

BLb hgQ)Ed( ∆ρ= (3.62)

TLt hgQ)Ed( ∆ρ= (3.63)

Substituindo (3.60) em (3.62) e (3.61) em (3.63) e somando as equações (3.62) e

(3.63), tem-se a expressão que representa a potência dissipada na base e no topo:

[ ])1(Akv)1(Akv21)Ed()Ed( geeB

3LegiiT

3LiLtb ε−+ε−ρ=+ (3.64)

sendo: kB – coeficiente de atrito na base;

kT - coeficiente de atrito no topo;

vLi – velocidade do líquido no tubo interno (m/s);

vLe – velocidade do líquido no tubo externo (m/s).

As velocidades reais correspondem às velocidades superficiais segundo Chisti et al.

(1987) da seguinte maneira:

)1(vu giLiLi ε−= (3.65)

)1(vu geLeLe ε−= (3.66)

A equação da continuidade para o fluxo líquido entre o tubo interno e externo fica:

LeeLiiei uAuAQQ =⇒= (3.67)

Tomando (3.65) e (3.66) e substituindo em (3.67) chega-se a:

LegeeLigii v)1(Av)1(A ε−=ε− (3.68)

Usando as equações (3.65) e (3.68) na equação (3.64) chega-se à potência dissipada no

topo e na base do reator.

89

ε−

+

ε−ρ=+ 2

ge

2

e

iB2

gi

Ti

3LiLtb )1(

1AAk

)1(kAu

21)Ed()Ed( (3.69)

Finalmente substituindo a equação (3.54), (3.59) e (3.69) na equação (3.47) e

explicitando o termo uLi, obtém-se a equação que prediz a velocidade superficial do líquido no

tubo interno.

50,0

2ge

2

e

iB2

gi

T

gegiDLi

)1(1

AAk

)1(k

)(gh2u

ε−

+

ε−

ε−ε= (3.70)

Esta equação tem a necessidade do conhecimento das frações de gás no tubo interno e

externo. Como já citado estas expressões extras para as frações são difíceis de obter devido a

sua forte dependência da geometria.

Chisti et al. (1987) englobam o efeito da razão entre as áreas interna e externa na sua

equação, parâmetros que demonstraram ter influência na velocidade de circulação.

Os coeficientes kB e kT variam nas diversas configurações geométricas de reatores que

podem aparecer. Contudo Chisti et al. (1987) observaram que se existir semelhança

geométrica os coeficientes deverão ser bem próximos. Deve ser ressaltado que os efeitos da

abertura da zona de recirculação entre o tubo externo e interno localizado na base dos reatores

também devem ser englobados nestes coeficientes, assim como realizado por Chisti et al.

(1987).

O modelo apresentado calcula satisfatoriamente a velocidade superficial do líquido no

tubo interno ao longo de uma vasta faixa de escalas de operação.

Outro aspecto na equação (3.70) é o fato dela não levar em consideração a

concentração e a massa específica dos sólidos. A massa específica, como já comentado, pode

apresentar uma pequena influência na velocidade, em contra partida, a concentração vem

demonstrando ter influência marcante.

O modelo poderia ainda assim ser utilizado em reatores operando com baixa

concentração de sólidos e de massas específicas muito próximas à da fase líquida, como

apresentado por Garcia – Calvo et al. (1999).

90

Hwang e Cheng (1997) apresentaram um modelo baseado nas equações apresentadas

por Chisti et al. (1987). A equação tem a seguinte estrutura:

[ ]

5,0

2ge

eB

2

i

e2

gi

iTh

DieghehihLe

)1(kk

AA

)1(kk

gh)()(2u

ε−+

+

ε−+

ρ

ε−ερ+ε−ερ= (3.71)

sendo: ρh – massa específica pseudo – homogênea da mistura sólido – líquido (kg/m3);

εhi/e – fração volumétrica de gás da fase homogênea no tubo interno/externo;

ki/e – coeficiente de atrito no tubo interno/externo;

ρg – massa específica do gás.

Na equação (3.71) a velocidade superficial do líquido explicitada é a do tubo externo.

Comparando com o modelo de Chisti et al. (1987), observa-se a inclusão do atrito da parede

no tubo interno e externo. Além disso, na equação de Hwang e Cheng (1997), o efeito da

concentração de sólidos e sua massa específica estão englobados no termo ρh.

O termo ρh é definido como sendo:

ssLLh ερ+ερ=ρ (3.72)

sendo: ρL/s – massa específica do líquido/sólido (kg/m3);

εL/s – fração volumétrica do líquido/sólido;

A fração volumétrica pode ser calculada como:

VVV

s

ss +=ε (3.73)

sendo: Vs – volume de sólidos;

V – volume total.

91

3.5.2. Modelo proposto por Heijnen et al.(1997)

Heijnen et al. (1997) propõem um modelo para reatores bifásicos (gás-líquido) e

trifásicos (gás – líquido - sólido) de tubos concêntricos operando no regime III. Suas equações

são baseadas no balanço de quantidade de movimento.

Este balanço é definido como sendo:

Forças de gravidade = Forças de fricção

Traduzindo em termos de pressão, pode-se escrever:

fg pp ∆=∆ (3.74)

Isto implica dizer que a força motriz para o escoamento representada pelo termo ∆pg

deverá superar as forças resistivas representadas por ∆pf, para que a circulação aconteça.

A força motriz para o escoamento é representada em termos de pressão da seguinte

forma:

iei

giiieg gH

pgHgHp ρ−ρ=

∆⇒ρ−ρ=∆ (3.75)

sendo: ρe/i – massa específica média no tubo externo/interno;

Hi – Altura efetiva do tubo interno.

Pela equação (3.75) é mostrado que a diferença de peso no tubo interno e externo

causa a circulação do meio. A massa específica em um meio trifásico segundo Heijnen et al.

(1997) pode ser representada por:

ssLLgg ρε+ρε+ρε=ρ (3.76)

sendo: ρ - massa específica da mistura;

ρg/L/s – massa específica do gás/líquido/sólido;

εg/L/s – fração volumétrica de gás/líquido/sólido;

92

Desprezando a massa específica do gás, obtemos a massa específica da mistura no

tubo interno e externo, como pode ser observado na equação (3.77):

ssiLLii ρε+ρε=ρ (3.77)

sseLLee ρε+ρε=ρ (3.78)

Sendo os sub-índices indicativos de que está se tratando do tubo externo (e) e tubo

interno (i).

A fração volumétrica para a fase líquida é dada pela equação (3.79):

sgL 1 ε−ε−=ε (3.79)

Introduzindo as equações (3.77), (3.78) e (3.79) em (3.75) o termo que representa a

força motriz pode ser escrita como:

( ) ))((gH

pLssesiLgegi

i

g ρ−ρε−ε−ρε−ε=∆

(3.80)

A equação (3.80) mostra que se a concentração de sólidos no tubo interno for maior

que no tubo externo a força motriz sofrerá um decréscimo. Outro aspecto a ser notado é a

possibilidade de trabalhar tanto um sistema trifásico como um bifásico, quando a massa

específica do sólido e do líquido forem próximas. Enquanto o modelo apresentado por Chisti

et al. (1987) tem uma limitação quanto a sua utilização em meios trifásicos, o modelo de

Heijnen et al. (1997) não apenas possibilita esta transição como também leva em conta o

efeito da massa específica do sólido sobre a circulação.

As forças de atrito foram apresentadas da mesma forma que Chisti et al. (1987),

utilizando, entretanto, termos de pressão e não de energia, podendo então ser escritas na

forma:

2LLff v

21kp ρ=∆ (3.81)

93

sendo: kf – coeficiente de atrito;

vL – velocidade de circulação.

O coeficiente kf do modelo apresenta ser dependente da velocidade de circulação, mas

mostra ser constante em um sistema bifásico (Verlaan et al.,1986, apud Heijnen, 1997). Este

coeficiente deverá englobar todos os efeitos de fricção tais como o atrito da parede, o fluxo

reverso na base e no topo e as perdas devido a presença dos injetores.

Na equação (3.81) o cálculo é realizado sobre a massa específica do líquido, o que é

uma simplificação em se tratando de meios trifásicos. Entretanto Heijnen et al. (1997)

afirmam que tal simplificação é bastante razoável.

Levando as equações (3.81) e (3.80) em (3.74) obtém-se:

21

L

ssesigegi

f

iL 1)()(

kgH2v

−

ρρ

ε−ε−ε−ε= (3.82)

A equação (3.82) é dependente ainda da expansão e da fração volumétrica dos sólidos

presente no meio e trabalhar com estes parâmetros pode ser custoso. Alguns autores têm

lançado mão de equações empíricas para contornar o problema. Entretanto isto limita seu uso

a um caso particular. Este problema é contornado por Heijnen et al. (1997) realizando um

balanço de volume nas fases líquida, sólida e na fase gás do sistema.

a) Balanço de volume (fase gás)

O balanço aplicado à fase gás incorpora o efeito da recirculação das bolhas. Pode

então ser representado da seguinte forma:

injetadaVazão

gs

gásdoãorecirculaçadevidoVazão

egege

internotubonogásdeVazão

igigi AuAvAv +ε=ε4342143421 (3.83)

sendo: vgi – velocidade absoluta do gás no tubo interno;

vge – velocidade absoluta do gás no tubo externo;

ugs – velocidade superficial do gás baseado na área total;

Ae/i – área do tubo externo/interno;

A – área total.

94

A velocidade absoluta do gás pode ser escrita como sendo:

)vv(v sgiLigi += (3.84)

)vv(v sgeLege −= (3.85)

sendo: vsgi e vsge – velocidade relativa do gás no tubo interno e externo;

vLi e vLe – velocidade do líquido no tubo interno e externo.

Heijnen et al. (1997) faz a suposição que a velocidade relativa das bolhas é semelhante

a velocidade desenvolvida por um grupo de bolhas podendo então ser escrito que:

sbsgesgi vvv == (3.86)

sendo: vsb – velocidade do grupo de bolhas.

Tomando as equações (3.84), (3.85) e (3.86) e introduzindo na equação (3.83) e

dividindo os membros por A, resulta:

( ) ( ) gsgesbLegisbLi u)1(vvvv +η−ε−=η×ε+ (3.87)

sendo:

=η

AAi , a razão entre área do tubo interno e área total.

b) Balanço de volume (fase líquida)

A vazão da fase líquida no tubo externo deve ser igual à vazão no tubo interno. Então:

( ) ( )4342143421

LeLI

segeeLesigiiLi 1Av1Avεε

ε−ε−=ε−ε− (3.88)

No regime III as diferenças entre as frações de líquido no tubo interno e no externo

não devem ser muito grandes podendo então escrever:

95

eLeiLi AvAv = (3.89)

A velocidade de circulação pode ser determinada como a média entre as velocidades

presentes no tubo interno e externo.

AAvAvv eLeiLi

L+

= (3.90)

A relação apresentada na equação (3.89) juntamente com (3.90) fornece a seguinte

relação:

LeLiL v)1(2v2v η−=η= (3.91)

Com este resultado pode-se reescrever a equação (3.87) na forma:

( ) ( )[ ] gsgesbLgisbL u2v12vv2v +εη−−=εη+ (3.92)

A equação (3.92) combinada com a expansão global resulta em uma relação entre a

diferença de expansão do tubo interno e externo como função da velocidade superficial do

gás, a expansão global e a velocidade de circulação. A fração volumétrica global de gás pode

ser expressa como:

gegigegi

g )1(V

VVεη−+ηε=

+=ε (3.93)

sendo: Vgi – volume de gás no tubo interno;

Vge – volume de gás no tubo externo;

V – volume total.

Portanto a combinação da equação (3.93) com a (3.92) resulta:

( ) ( )L

sbggsgegi v

vu2

ε−=ε−ε (3.94)

96

c) Balanço de volume (fase sólida)

Para a fase sólida a mesma aproximação feita para fase líquida pode ser usada.

Admitindo que não haja adição de partículas sólidas podemos dizer que o fluxo de sólidos no

tubo interno seja equiparado ao fluxo no tubo externo.

eseseisisi AvAv ε=ε (3.95)

sendo: vsi e vse – velocidade absoluta do sólido no tubo interno e externo;

A velocidade absoluta dos sólidos pode ser escrita da mesma maneira que foi adotada

para o gás:

)vv(v ssiLisi −= (3.96)

)vv(v sseLese += (3.97)

sendo: vssi e vsse – velocidade relativa das partículas no tubo interno e externo.

Novamente se faz a suposição que a velocidade relativa das partículas é semelhante à

velocidade desenvolvida por um grupo de partículas. Então:

spssessi vvv == (3.98)

sendo: vsp – velocidade do grupo de partículas.

Tomando as equações (3.96), (3.97) e (3.98) e introduzindo na equação (3.95) e

dividindo os membros por A, resulta:

( ) ( ) )1(vvvv sespLesispLi η−ε+=ηε− (3.99)

Adotando a relação obtida pela equação (3.91) e combinado com (3.99), obtém - se:

97

( ) ( ) sespLsispL ]v12v[v2v εη−+=εη− (3.100)

A fração de sólidos, presente no sistema, pode ser determinada da mesma forma que

foi feita para a expansão global.

sesisesi

s )1(V

VVεη−+ηε=

+=ε (3.101)

sendo: Vsi – volume de sólido no tubo interno;

Vse – volume de sólido no tubo externo;

V – volume total.

Combinando as equações (3.100) e (3.101) resulta:

( )L

spssesi v

v2ε=ε−ε (3.102)

A diferença entre as frações de sólidos presentes no tubo interno e externo passa a ser

uma função da velocidade do grupo de partículas, da fração de sólidos presente no sistema e

da velocidade de circulação.

Tomando as equações (3.94) e (3.102) e introduzindo-as na equação (3.82), o

resultado é uma equação explícita para a velocidade de circulação.

31

L

sspssbggs

f

iL 1vvu

kgH4v

−

ρρ

ε−ε−

= (3.103)

Se os parâmetros forem constantes, então a velocidade de circulação pode ser uma

função da geometria do reator, representada pelos termos de atrito e altura efetiva do tubo

interno, e pela velocidade superficial do gás, massa específica do sólido e expansão global.

Deve também ser conhecida a relação entre a expansão global e a velocidade superficial do

gás. Não há nenhum termo explícito para a relação entre a área do tubo interno e externo no

modelo proposto.

98

O modelo, segundo os resultados apresentados por Heijnen et al.(1997), pode predizer

a velocidade de circulação do líquido no regime III razoavelmente. Entretanto para obter mais

precisão nos resultados seria necessário um conhecimento maior das relações entre frações

volumétricas de gás e a distribuição de gás e sólidos.

3.5.3. Dissipação de Energia segundo Merchuk e Berzin

O atrito com a parede e a dissipação da energia associada às bolhas é considerado

como o mecanismo de perda de energia em reatores air-lift (Merchuk e Berzin, 1995).

O modelo de perturbação das bolhas (bubble wake) proposto por Schmidt et al. (1992,

apud Merchuk e Berzin, 1995) mostra que a perturbação do líquido pela presença das bolhas

associa um efeito laminar criado por um gradiente de velocidades próximo à superfície das

bolhas similar ao que ocorre próximo a uma superfície sólida, e uma dissipação turbulenta na

esteira das bolhas.

Merchuk e Berzin (1995) propõem um modelo matemático baseado na 1a lei da

termodinâmica para calcular a energia dissipada em cada região do reator. Seu modelo levou

em conta as seguintes suposições:

Comportamento ideal do gás. O trabalho realizado pelo gás no líquido (e vice versa)

pode ser expresso como uma expansão isotérmica das bolhas;

A energia dissipada pela fase gasosa no interior das bolhas é desprezada, como

também a energia potencial devido a baixa massa específica das bolhas;

Energia é dissipada por atrito próximo da interface líquido e parede e também no

interior do meio líquido;

Temperatura do líquido foi considerada constante.

A representação esquemática do fluxo de massa e energia é apresentada na figura 3.34

99

(ED)d

G

L

L

L

LG G

G

BASE

ZONA DESEPARAÇÃO

TU

BO

DE

SU

BID

A(R

ISE

R)

TU

BO

DE

DE

SCID

A(D

OW

NC

OM

ER

)

(ED)b

(ED)SU

(ED)t

FLUXO DE MASSA (ENERGIA)

DISSIPAÇÃO

TRABALHO

Qar

Qsaída

Figura. 3.34: Representação esquemática do fluxo de massa e de energia para modelo hidrodinâmico.

Adaptado de Merchuk e Berzin (1995)

Com as suposições já citadas, o balanço global da energia (Bird, 1992, apud Merchuk

e Berzin, 1995), em termos de potência, foi escrito assim:

( ) WsEdEpQP =+∆+∆ (3.104)

O primeiro termo representa o trabalho realizado por unidade de tempo pela vazão, o

segundo termo relaciona-se a variação da energia potencial do sistema e Ed está relacionada à

potência dissipada por unidade de volume. E Ws é o trabalho realizado por unidade de tempo

pelo sistema considerado. A figura 3.35 mostra o esquema com os 5 pontos localizados no

reator que foram considerados nas expressões matemáticas.

Figura 3.35: Representação esquemática do reator air-lift. Adaptado Merchuk e Berzin (1995)

100

No tubo de subida, segue a expressão do balanço da fase gasosa para expressar o

trabalho realizado por unidade de tempo pela expansão do gás:

( )

=

4

54su,gsu,g P

PlnPQWs (3.105)

sendo: (WS)g, su = trabalho realizado, por unidade de tempo, pela fase gás no tubo de subida;

Qg, su = vazão de ar injetada no sistema;

P4; P5 = pressão absoluta no ponto 4 e 5 (Pa);

O balanço da fase do líquido no tubo de subida é expresso assim:

( ) ( ) su,LsuLL45L )Ws(EdHgQppQ =+ρ+− (3.106)

sendo: (Ws)L, su = trabalho realizado por unidade de tempo pela fase liquida no tubo de

subida;

(Ed)su = potência dissipada no tubo de subida;

QL = vazão da fase líquida;

ρL = massa específica da água;

H = altura do tubo indutor de movimento;

pi = pressão relativa no ponto i.

Desde que o trabalho realizado pelo gás é ganho no líquido , tem-se:

( ) ( ) su,Lsu,g WsWs −= (3.107)

Portanto a potência dissipada no tubo de subida foi igual:

( ) ( )

−ρ−−=

4

54su,gLL54Lsu P

PlnPQHgQppQEd (3.108)

101

Para o topo do reator, o balanço da fase gasosa segue:

( )

+

=

5

24D

5

14art,g P

PlnPQPPlnPQWs (3.109)

sendo: QD = vazão de gás no tubo de descida;

Qar = vazão de ar (injetor);

(Ws)g,t = trabalho realizado por unidade de tempo, pelo gás, no topo;

Pi = pressão absoluta no ponto i;

O balanço da fase líquida no topo foi determinado assim:

( ) ( ) ( )t52Lt,L EdppQWs +−= (3.110)

sendo: (Ws)L,t = trabalho realizado por unidade de tempo pela fase líquida no topo;

(Ed)t = potência dissipada no topo.

O termo de energia potencial foi desconsiderado devido ao fato de não haver mudança

de energia potencial no topo do reator. Substituindo a equação (3.109) e (3.110) na equação

(3.107) e reajustando os termos, tem-se a potência dissipada no topo:

( ) ( )

−

−−=

5

24D

5

14ar25Lt P

PlnPQPPlnPQppQEd (3.111)

Para o tubo de descida segue o mesmo raciocínio. Mas agora é o líquido que realiza

trabalho de compressão do gás. Para o esquema da figura 3.35, o trabalho realizado por

unidade de tempo pelo gás no tubo de descida segue:

( )

=

2

34Dd,g P

PlnPQWs (3.112)

102

E o balanço de energia da fase líquida segue:

( ) ( ) d,LdLL23L )Ws(EdHgQppQ =+ρ−− (3.113)

sendo: (Ws)L,d = trabalho realizado por unidade de tempo pelo líquido no tubo de descida.

Usando a mesma analogia para o tubo de subida, a potência dissipada no tubo de

descida pode ser escrita como:

( ) ( )

−ρ+−=

2

34DLL32Ld P

PlnPQHgQppQEd (3.114)

Em que os dois primeiros termos indicam o ganho de energia do líquido e terceiro

termo é função da energia usada para comprimir o gás. Para a base do reator o balanço da fase

gasosa fica:

( )

=

3

44Db,g P

PlnPQEd (3.115)

sendo: (Ed)g,b = energia dissipada por unidade de tempo na fase gás na base.

Aqui não há mudança de energia potencial para o líquido. A expressão para o balanço

da fase líquida foi definida assim:

( ) ( ) ( )b34Lb,L EdppQWs +−= (3.116)

sendo: (Ws)L,b = trabalho realizado por unidade de tempo pelo líquido na base.

Fazendo a mesma analogia para o topo do reator, surgiu a equação da potencia

dissipada na base (Ed)b:

( ) ( )

−−=

3

44D43Lb P

PlnPQppQEd (3.117)

103

Merchuk e Berzin (1995) comentam que a maioria dos modelos existentes à época da

publicação do trabalho não levava em conta a energia transferida entre as fases gasosa e

líquida, promovendo apenas um balanço de pressões, assumindo que as quedas de pressão no

topo e na base contrabalançam exatamente as diferenças de pressão hidrostática existentes

entre os tubos de subida e descida. A atualização da revisão efetuada no corrente trabalho

mostra que, até o presente momento, a maioria dos modelos continua a se basear nos mesmos

princípios e sujeitos à mesmas críticas formuladas por Merchuk e Berzin (1995).

3.6. Tratamento de Efluentes com Reatores de Leito Fluidizado

3.6.1. Resultados com Reatores de Leito expandido/Fluidizado

Shieh et al (1981), visando determinar a adequação de seu modelo teórico, exposto no

item anterior, desenvolveram uma investigação experimental com duas plantas piloto. Uma

delas tratando um esgoto rico em carboidratos com DBO5 de aproximadamente 4000mg/l,

denominada Planta A e outra, tratando esgoto sanitário primário com DBO em torno de

80mg/l, Planta B. Os reatores usados eram retangulares, com áreas de 0,37m2 e 2,22m2, com

altura de 4,6m.

O meio utilizado foi areia quartzita. A altura do leito fluidizado foi controlada entre

3,05m e 3,66m, durante um período de 24h. Uma vez atingido o máximo, a mistura de areia e

biomassa era bombeada para uma peneira vibratória, sendo a areia retornada ao reator e a

biomassa descartada.

Os vários parâmetros e variáveis necessários para validar o modelo foram

determinados diretamente, e as técnicas especialmente desenvolvidas para esse fim são

apresentadas pelos autores Shieh et al. (1981).

Os experimentos foram repetidos com taxa de alimentação de 0,23m3/h e de

recirculação 8,86m3/h, 12,95m3/h e 5,68m3/h. O segundo experimento foi realizado com

vazões de 71,36m3/h e 44,7m3/h.

Os erros relativos entre os valores de biomassa previstos pelo modelo e os verificados

experimentalmente foram menores que 10%, com exceção de um caso.

Outro teste foi realizado durante uma operação diária rotineira do experimento A, com

a tomada de microfotografias das biopartículas. Baseado nas fotos a espessura média do

biofilme foi estimada em 50µm. Tomando-se como base os valores previstos pelo modelo,

104

calculou-se uma concentração de sólidos de 12249mg/l, enquanto que o valor medido da

concentração de sólidos voláteis no reator foi de 12451mg/l.

Uma informação importante para a utilização do modelo refere-se à massa específica

seca do biofilme. A tabela 3.18 a seguir reúne informações publicadas por vários autores com

diferentes substratos nos reatores.

Tabela 3.18: Massa específica seca de biofilme. Fonte: Shieh et al.(1981)

Substrato Configuração do Reator ρ (g/ml) Observações

Glucose reator anular 0.095

0.030 Si = 20mg/l a

0.040 Si = 30mg/l Glucose reator tubular

0.050 Si = 70mg/l

0.105 σ = 100µm c Meio Sintético reator tubular

0.030 σ > 400µm

0.050 σ = 100µm

0.045 σ = 500µm Esgoto Municipal reator tubular

0.030 σ = 1100µm

Esgoto Municipal plano inclinado 0.033

Esgoto Municipal filtro biológico 0.077

Esgoto industrial “rotating biological contactor” 0.028 σ = 1100 - 3800µm

Esgoto Sintético com Amônia biofilme 0.050-0.080

0.065 σ < = 300µm

0.097-0.011σ b 300µm < σ < 630µm b Efluente secundário nitrificado leito fluidizado

0.030 σ > 630µm

0.072 σ = 150µm Carbo-hidrato sistema “Oxitron”

0.068 σ = 163µm

0.075 σ = 89µm

0.048 σ = 113µm Esgoto Municipal sistema “Oxitron”

0.039 σ = 292 - 312µm a: Si = concentração de substrato afluente

b: Glucose + Concentrado de Carne + Acetato de Sódio Hidratado

c: σ = espessura do biofilme

Mulcahy e Shieh (1987) empregaram um reator de bancada para obter os dados para

validação de seu modelo, usando como substrato o efluente de uma unidade de aeração de um

sistema de tratamento de esgotos sanitários, com adição de metanol e nitrato de sódio.

O reator media 0,038m de diâmetro por 1,75m de comprimento e era dotado de um

misturador, instalado em altura regulável sobre o leito fluidizado, para controlar

mecanicamente a espessura do biofilme. O meio utilizado foi composto de partículas de vidro

aproximadamente esféricas com ρ=2,42g/ml e 680µm de diâmetro.

105

Com esse arranjo experimental foi possível controlar a espessura do biofilme em 20

diferentes valores, entre 40 e 1200µ, bastando para isso variar a altura de instalação do

misturador.

A espessura do biofime foi determinada com um microscópio equipado com

micrômetro na ocular. A concentração de biomassa fixada nas partículas foi determinada

como a concentração de sólidos totais voláteis, medida por meio da diferença entre a

concentração na amostra do leito e no substrato líquido.

A porosidade do leito ε foi determinada a partir da medição da altura expandida do

leito, antes e após a retirada de uma amostra, cujo peso era determinado, segundo o

procedimento exposto a seguir:

AHV

1b

s−=ε (3.118)

sendo: Vs = volume total das biopartículas no leito;

Hb = altura do leito expandido.

O número de partículas retirado na amostra, ∆N, provoca uma redução na altura do

leito ∆Hb, que é medida. O número de partículas é:

)6/d(s'mN 3ps πρ

=∆ (3.119)

onde: m’s é o massa das biopartículas na amostra;

3pd é o diâmetro médio das biopartículas;

sρ é a massa específica das bioparticulas.

106

A partir da equação 3.119 e com o valor de ∆Hb o volume total das biopartículas que

ficaram no leito pode ser calculado por:

b

b

H6/dN'H

Ns3p

∆

π∆= (3.120)

onde: H’b é a altura do leito após a retirada da amostra.

A velocidade terminal de sedimentação foi determinada a partir da medição da

velocidade em uma coluna transparente, de biopartículas de amostras retiradas do reator.

Os resultados permitiram conciliar a força de arrasto ao número de Reynolds terminal,

equação (3.42) com um coeficiente de correlação - 0,74 e a correlação de Richardson - Zaki,

eq (3.40), com coeficiente de correlação 0,99, indicando que o modelo fornece uma boa

descrição do fenômeno da fluidização em reatores FBBR para desnitrificação.

O reator demonstrou ser capaz de operar com altas vazões de líquido mantendo uma

eficiência excelente, segundo os autores. A eficiência na remoção de nitrato variou entre 70 e

96%, quando o reator foi operado com cargas de nitrato entre 10,1 e 22,3kg/m3 h, e tempos de

detenção hidráulicos entre 3 e 6 minutos, e substrato com concentração de nitrato entre 16 e

57mg/l. A concentração de equilíbrio da biomassa variou entre 5 e 16g/l.

Os resultados experimentais positivos obtidos confirmaram o modelo proposto por

Mulcahy e Shieh (1987) de forma que é possível determinar a concentração de biomassa num

reator FBBR de forma independente, permitindo calcular a altura do leito expandido a ser

mantida, a espessura do biofilme, a freqüência da limpeza necessária e a quantidade de lodo

gerada.

3.6.2. Resultados com Reatores de Leito Fluidizado com Circulação

Segundo Nicolella et al. (2000b) um dispositivo com funcionamento semelhante aos

reatores de leito fluidizado com circulação por jatos de ar vem sendo empregado sob o nome

de Circox. Este conceito foi desenvolvido e patenteado pela Gist-Brocades e vem

demonstrando boa taxa de remoção da matéria orgânica em conjunto com tratamento

anaeróbio.

107

Os reatores CIRCOX, utilizados para pós tratamento em conjunto com o pré

tratamento anaeróbio, apresentaram taxas de remoção de matéria orgânica em termos de DQO

igual a 80 e 93,5% (Nicolella et al.,2000b). Os reatores apresentam um volume de 140m3 e

385m3, respectivamente.

Heijnen et al. (1991, 1992) apresentaram resultados de experimentos conduzidos em

um reator BAS de bancada, com 2 litros, relação H/D = 20 e razão entre áreas interna e

externa dos tubos igual a 0,8.

Os experimentos foram realizados com vistas a determinar a influência das

características das partículas e do tempo de detenção hidráulico sobre a dinâmica do

crescimento do biofilme.

A influência das características das partículas foi estudada sob as condições seguintes:

velocidade superficial do gás 3,8cm/s, 35°C, concentração do meio 125g/l, tempo de detenção

hidráulico de 1 e 2 horas. O substrato utilizado foi o efluente de um reator anaeróbio, com

concentrações de amônia variando entre 100 e 200mg-N/l, DQO entre 150 e 200mg/l.

A influência do tempo de detenção hidráulico foi estudada sob as seguintes condições:

velocidade superficial de 7,5cm/s, 30°C, concentração de partículas 175g/l e tempo de

detenção hidráulico variando de 0,5h a 4,0h. Utilizou-se como substrato esgoto artificial

contendo nutrientes e acetato. As diferentes fases da formação do biofilme foram

determinadas por observação microscópica.

Em trabalho subseqüente, Heijnen et al. (1993) analisaram os aspectos envolvidos no

scale-up dos reatores, discutindo considerações de projeto envolvidas no scale-up dos

fenômenos de transferência e do desempenho da remoção biológica, com dados de um reator

piloto de 0,35m3 e um reator de 300m3. O reator piloto empregado possuía altura 11m e

diâmetro 0,2m, enquanto que o reator em escala natural possui altura 19m e diâmetro 4,5m.

Os aspectos envolvidos na ampliação de escala estudados no trabalho foram a escolha do

material de suporte ao biofilme e seu diâmetro, porcentagem de gás mantido na água

recirculada, circulação do líquido, transferência de oxigênio e perdas de material particulado

e, finalmente, comparação das eficiências de remoção.

Quanto à operação de reatores aeróbios de leito fluidizado com circulação por jatos de

ar no Brasil, pode ser citado o trabalho de Furtado et al. (1998), em que apresentaram

resultados da operação de um reator aeróbio de leito fluidizado em tubos concêntricos. O

reator utilizado tinha volume de 5 litros, e foi alimentado com efluente secundário da estação

de tratamento de esgotos da refinaria de petróleo de Duque de Caxias.

108

O reator utilizou carvão vegetal com partículas de 2mm de diâmetro como meio

suporte em quantidade equivalente a 4% do volume total. Mantendo constantes as cargas de

nitrogênio amoniacal de 25mg/l, o reator foi operado em 3 experimentos de 15 dias com

TDHs de 6h, 8h e 10h. Outras cargas poluidoras somavam uma demanda química de oxigênio

de cerca de 70mg/l (matéria carbonácea). As velocidades superficiais de ar utilizadas foram

de 0,66cm/s, 0,50cm/s e 0,40cm/s para os 3 tempos de detenção, respectivamente.

Os resultados demonstraram que os TDHs de 8 e 10 horas foram capazes de reduzir as

concentrações de nitrogênio amoniacal para menos que os limites legais permitidos, de 5mg/l.

Ocorreu ainda uma pequena diminuição da DBO, associada pelos autores ao crescimento

preferencial da população microbiana nitrificante, em detrimento das heterotróficas.

Outro trabalho interessante por levar a uma proposta para evolução do projeto dos

reatores aeróbios de leito fluidizado em tubos concêntricos foi apresentado por Van Benthum

et al. (1999a, 1999b). Os autores propuseram incluir uma extensão, na forma de uma terceira

câmara externa, ao reator de tubos concêntricos, para permitir a nitrificação e desnitrificação

do efluente. O reator passa a ter, com esta proposta, 3 tubos concêntricos, sendo a recirculação

pela terceira câmara restringida por meio orifícios e controle da expansão, de forma que a

terceira câmara fique livre de bolhas e proporcione as condições necessárias aos

microrganismos nitrificantes.

Mais recentemente, Pollice et al. (2002) mostraram a influência da aeração e do tempo

de retenção do lodo na oxidação da amônia a nitrito e nitrato e Gieseke et al. (2002) a

possibilidade de remoção de N e P num reator.

3.6.2.1. Influência das Características da Partícula na formação do

Biofilme

A quantidade de biomassa que pode ser acumulada no reator depende da área

superficial das partículas e a espessura do biofilme.

De acordo com Heijnen (1993), a penetração de oxigênio num biofilme não excede a

100µm de sua camada. Portanto, biofilmes espessos não contribuem para a capacidade de

conversão aeróbia.

O total da área superficial das partículas está relacionado com a fração volumétrica de

sólidos no reator e o diâmetro das partículas.

109

Com respeito à fração volumétrica de sólidos, é bastante conhecido que altos valores

levam ao decréscimo de transferência de oxigênio, além da possibilidade do "air-lift" não

suspender as partículas (Heijnen, 1993). Além disso, a velocidade de recirculação pode

diminuir consideravelmente com altos valores de sólidos.

Para o material particulado permanecer em suspensão, a velocidade de circulação é de

grande importância. Três resultados se mostraram importantes: 1) Para velocidade baixa do

gás a velocidade de circulação é maior que a velocidade de ascensão de uma única bolha,

(0,25m/s), o que demonstra que o gás recircula no tubo de descida. Esse fato está de acordo

com a constatação de que a incorporação de gás que ocorre é praticamente a mesma que

ocorre nas colunas sem recirculação; 2) A adição de material particulado (carreado) leva ao

decréscimo de velocidade de circulação. Mais especificamente leva a que existe uma

velocidade superficial crítica do ar, abaixo do qual a circulação não pode ser mantida (0,005 a

0,015m/s - Heijnen et al. (1993); 3) A velocidade de circulação obtida para a situação sem

partículas concorda com as correlações da literatura para a velocidade do líquido, (Heijnen et

al, 1984), prevista por vL=(gHugs)1/3. Segundo Heijnen et al. (1993), os efeitos de velocidade

superficial do gás e a concentração de partículas têm o mesmo efeito tanto em escala natural,

como no reator em escala piloto. Duas diferenças merecem atenção: a velocidade de

circulação do líquido em escala natural é maior de acordo com a fórmula acima. No entanto,

as partículas permanecem em suspensão mesmo a baixas velocidades do gás, na escala natural

(< 1cm/s).

Destas observações considera-se que ocorre mistura ideal líquido/sólido no reator

natural de air-lift. Mesmo considerando-se reatores de diferentes alturas não se detectou a

existência de gradientes de concentração de sólidos. Analisando este aspecto, foi realizado um

ensaio preliminar com água limpa nos laboratórios da FEIS, em um pequeno modelo de reator

com “air –lift”, com o objetivo de se detectar possíveis problemas hidráulicos. Os resultados

não revelaram a ocorrência de tais problemas, utilizando até 15% (v/v) de fração volumétrica

de sólidos. No entanto, para esta fração, constatou-se problema na partida hidráulica do reator,

que deve ocorrer sempre que, por qualquer motivo, seja interrompido o fluxo do "air-lift".

Heijnen et al. (1991) informam que é possível investigar o efeito do diâmetro da

partícula e a máxima quantidade de biomassa no biofilme em reator utilizando a teoria

convencional de fluidização líquido-sólido. Para tanto apresenta a figura 3.36 a seguir.

110

Figura 3.36: Efeito do diâmetro das partículas na concentração de biomassa.

Adaptado de Heijnen et al.(1991)

Como se pode observar pela figura, o diâmetro ótimo é cerca de 0,2mm, utilizando-se

partículas de areia. Partículas de diâmetros pequenos apresentam baixa velocidade de

sedimentação e por conseqüência são levadas para fora. Grandes diâmetros diminuem a área

superficial e como conseqüência forma-se menor quantidade de biomassa (Heijnen et al.,

1991).

No mesmo ensaio preliminar, já citado anteriormente, foram utilizadas partículas de

0,27mm e não se constatou problemas.

3.6.2.2. Efeito do Tempo de Detenção Hidráulica na formação do

Biofilme.

De acordo com Heijnen et al. (1992), a formação de biofilmes somente tem lugar se a

taxa de diluição (D) for maior do que a taxa de crescimento específica máxima dos

microrganismos (µmáx). A razão para esta condição é que para D < µmáx os microrganismos

não fixados podem acumular no reator e estes microrganismos suspensos podem hidrolisar a

união de polímeros de microrganismos fixos.

Na figura 3.37 a seguir é mostrada a concentração de biomassa na partícula dividida

pela concentração de biomassa em suspensão em função da taxa de diluição.

111

Figura 3.37: Relação entre a biomassa na partícula e a biomassa em suspensão, em função da taxa de

diluição. Adaptado de Heijnen et al. (1992)

Na figura 3.37 fica claro que, quanto maior a taxa de diluição, maior a formação de

biofilme. No reator haverá sempre uma competição entre o crescimento de microrganismos

em suspensão e os microrganismos presentes nos biofilmes.

Segundo Heijnen et al. (1992), a formação de biofilme somente ocorrerá se os

microrganismos em suspensão forem retirados rapidamente do reator. Desta forma, o efeito

do tempo de detenção hidráulica, a uma carga orgânica aplicada constante, é bastante

significativo, ou seja, quanto menor o tempo de detenção hidráulico, maior a formação de

biofilme.

Para mostrar tal afirmação, Heijnen nos fornece os resultados contidos nas figuras 3.38

e 3.39 a seguir.

Figura 3.38: Relação entre a biomassa na partícula e a biomassa em suspensão, em função do tempo de

detenção hidráulico. Adaptado de Heijnen et al. (1992)

112

Figura 3.39: Efeito do tempo de detenção hidráulico no desenvolvimento do biofilme em reator BAS.

Adaptado de Heijnen et al. (1992)

Note-se ainda que, de acordo com Heijnen et al. (1992), as três fases da figura 3.39

correspondem às três classes de partícula definidas anteriormente.

3.7. Conversões do Material Nitrogenado em Reatores Biológicos

Nesse item são abordados aspectos referentes à origem do nitrogênio em águas

residuárias e sua presença em efluente de reatores anaeróbios, assim como fundamentos da

remoção biológica de nitrogênio e a configuração de sistemas biológicos desenvolvidos para

remoção conjunta de matéria carbonácea e nitrogenada.

O material nitrogenado presente nas águas residuárias pode ser encontrado sob várias

formas (Metcalf e Eddy,1991).

Segundo comentam van Haandel e Marais (1999), esse material no esgoto sanitário

apresenta-se, predominantemente, na forma de nitrogênio amoniacal e nitrogênio orgânico, e

ocasionalmente são observados traços de nitrogênio nitrito (N-NO2-) e nitrato (N-NO3

-).

No esgoto sanitário, a parcela orgânica do nitrogênio é proveniente das proteínas,

aminoácidos e uréia, e a do nitrogênio amoniacal é oriunda da decomposição das proteínas e

hidrólise da uréia (Sedlak, 1991). Essa última forma de nitrogênio é composta ainda pela

amônia (NH3) e íon-amônio (NH4+), cuja proporção de cada composto dependerá do pH e

temperatura da água residuária (Hammer e Hammer Jr., 1996).

113

No Brasil, segundo levantamento bibliográfico realizado por Mendonça (2004) e tendo

com base os dados de nitrogênio da Figura 3.40, a média dos valores do material nitrogenado

é de cerca de 65% amoniacal e 35% orgânico presente no esgoto sanitário.

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90

Van Haandel & Lettinga (1994)

Jordão & Pessoa (1995)

Nour (1996)

Gonçalves & Araújo (1997)

Oliva et al. (1997)

Ide et al. (1997)

Freire & von Sperling (1999/0

Arantes et al. (2000)

Concentração (mg/l)

NTKN-NH4+N-orgânico

Figura 3.40: Concentrações de nitrogênio, nas suas diversas formas, encontradas no esgoto sanitário em

algumas regiões brasileiras. Adaptado de Mendonça (2004)

A necessidade de produzir-se efluente que atenda a legislação brasileira em termos de

nitrogênio (Resolução CONAMA N.20, 18/06/86), bem como atenue ou até mesmo elimine

problemas atuais e potenciais como: o consumo do oxigênio no corpo receptor; toxicidade

para os peixes e outros seres vivos do ambiente aquático; eutrofização e a possibilidade de

causar doenças (Kapoor e Viraraghavan,1997 e Torres et al.,1998) têm promovido a busca de

alternativas técnicas viáveis com a realidade local.

3.7.1. Nitrificação e Desnitrificação em Sistemas Biológicos de Filme

Fixo

3.7.1.1. Nitrificação

A remoção biológica do nitrogênio presente nas águas residuárias depende

basicamente da forma química desse elemento no meio, de séries de reações de oxi - redução,

dos microrganismos autotróficos e heterotróficos envolvidos, e das condições físico-químicas

(Herbert, 1999). A Figura 3.41 ilustra as formas químicas do nitrogênio e os processos

envolvidos no ciclo desse elemento.

114

Figura 3.41: Ciclo do nitrogênio. Adaptado de Colliver e Stephenson (2000)

Segundo Sedlak (1991), a remoção biológica do nitrogênio presente em águas

residuárias envolve três processos básicos: assimilação, nitrificação e desnitrificação. A tabela

3.19 descreve sucintamente estes processos biológicos.

Tabela 3.19: Remoção de nitrogênio – Processos biológicos. Fonte: Kapoor e Viraraghan (1997); Van

Loosdrecht e Jetten (1998)

Descrição Processos

Autotrófica Heterotrófica

Nitrificação

O nitrogênio amoniacal é convertido a

nitrito e posteriormente esse último é

oxidado a nitrato

A oxidação do nitrogênio amoniacal por microrganismos

heterotróficos ocorre mediante a disponibilidade de

substrato orgânico e geração de energia pela reação de

nitrificação, como o realizado pela Thiosphaera

(Paracoccus pantotropha)

Desnitrificação

Compostos reduzidos de enxofre e

hidrogênio servem como substratos e o

dióxido de carbono ou bicarbonato

servem como fontes de carbono para

síntese celular

As bactérias heterotróficas em ambiente anóxico utilizam

matéria orgânica para a conversão do nitrato a formas

mais reduzidas (N2, N2O e NO)

Entre esses, a nitrificação autotrófica e desnitrificação heterotrófica são os processos

mais aplicados para a remoção de nitrogênio em água e esgoto.

A nitrificação é um processo biológico, portanto presume a ação de seres vivos, levada

a cabo por bactérias especiais, mas que ocorre naturalmente em sistemas onde existam

condições aeróbias e a presença de nitrogênio amoniacal.

115

Embora pareça bastante simples, este processo precisa ocorrer sob condições

controladas, caso contrário os próprios produtos do metabolismo destas bactérias causarão

aumento de toxidez no meio, o que é muito nocivo para as mesmas.

A nitrificação compreende a primeira etapa para remoção dos compostos

nitrogenados. Nesse processo, Nitrosomonas, Nitrosococcus, Nitrosospira, Nitrosolobus

Nitrosovibrio são as bactérias responsáveis pela transformação da amônia a nitrito, etapa essa

denominada de nitritação. E as bactérias envolvidas na nitratação (conversão do nitrito a

nitrato) são Nitrobacter, Nitrococcus, Nitrospira e Nitrospina (Hagopian e Riley,1998).

Além disso, esse processo, em decorrência da oxidação do nitrogênio amoniacal e

síntese, apresenta certas características, as quais são descritas na Figura 3.42 (Barnes e

Bliss,1983 e Sedlak,1991).

Figura 3.42: Reações e características envolvidas na nitrificação.

Adaptado de Barnes e Bliss (1983) e Sedlak (1991)

Em relação à bioquímica, o processo de nitrificação envolve muito mais do que a

oxidação seqüencial da amônia para nitrito, pelas Nitrossomonas, e nitrito para nitrato, pelas

Nitrobacter. Várias reações intermediárias e enzimas estão envolvidas no processo. Além

disto, deve ser considerada a resposta dos organismos nitrificadores às condições do ambiente

em que se encontram. Esta informação tem importância no projeto de processo dos sistemas

de nitrificação que assegure que as nitrificadoras sejam capazes de ter atividades metabólicas

eficientes.

116

Efeito da temperatura

O processo de nitrificação ocorre numa larga faixa de temperatura, de 4º a 45º C,

sendo a temperatura ótima para Nitrossomonas igual a 35ºC, e de 35º a 42ºC como ótima para

as Nitrobacter. Este processo é fortemente dependente da temperatura.

A taxa de nitrificação decresce acima de 30º - 35ºC. Esta faixa de temperatura é

limitada pelo resultado de dois processos interativos: o aumento antecipado da taxa de reação

com a temperatura e a desnaturação de proteínas acima da temperatura crítica.

Efeito da concentração de oxigênio dissolvido

A concentração de oxigênio dissolvido - OD tem efeito significante nas taxas de

crescimento das nitrificadoras, em tratamentos biológicos. A modelagem do crescimento das

Nitrossomonas, através da equação de Monod, com OD sendo concentração limitadora do

crescimento, os valores para os coeficientes de meia-saturação tem sido relatados na faixa de

0,15 a 2,0mg/l OD. Estes coeficientes crescem com o aumento de temperatura.

A relação entre o OD e a cinética da nitrificação apresenta as seguintes relações:

O valor de OD para o qual a nitrificação é limitada pode ser de 0,5 a 2,5mg/l, tanto em

sistemas de crescimento suspenso como naqueles de crescimento agregado, em

condições de equilíbrio, dependendo do grau do transporte de massa ou resistência

difusional, e do tempo de retenção dos sólidos;

Um alto tempo de retenção de sólidos pode ser necessário para garantir nitrificação

completa em baixas concentrações de OD, e para condições onde a resistência

difusional seja significante;

Sob condições transientes de carga orgânica de choque, as resistências difusionais e a

competição das heterotróficas com as nitrificadoras podem aumentar o valor limitante

do OD significativamente;

Também sob condições transientes, a conversão do nitrito a nitrato pode tornar-se a

etapa limitante da taxa, no processo de nitrificação. Em tais condições a acumulação

do nitrito não está correlacionada com baixos valores de OD.

Podemos concluir que a taxa de crescimento das Nitrossomonas não está limitada em

níveis de OD acima de 1,0mg/l, mas, na prática, é requerido um OD maior do que 2,0mg/l.

117

Efeito do pH

Para fins de projeto, é suficiente levar em consideração que a taxa de nitrificação pode

cair significativamente se o pH é reduzido abaixo da zona neutra, e que para uma ótima

performance o melhor é manter o pH na faixa de 6,5 a 8,0. A aclimatação das nitrificadoras

atenua os efeitos do pH, dentro da zona especificada.

Segundo Colliver e Stephenson (2000), a maioria das bactérias nitrificantes tem seu

crescimento favorável sob: temperatura de 25 a 30°C, pH de 7,5 a 8,0, concentrações de

amônia e nitrito, respectivamente, entre 2 e 10mM e 2 a 30mM e concentração de oxigênio de

3 a 4mgO2 / l Nessas condições o tempo de geração é de cerca de 8h para Nitrossomonas e

10h para Nitrobacter.

Efeito dos inibidores

Os organismos nitrificadores são suscetíveis a uma imensa série de inibidores

orgânicos e inorgânicos. Como regra geral de aclimatação, as nitrificadoras podem adaptar-se

a muitos inibidores, desde que estes estejam constantemente presentes no reator biológico. A

inibição da nitrificação pode ocorrer através da interferência com o metabolismo celular ou

com as reações oxidativas. Entretanto deve-se tomar cuidado ao interpretar as concentrações

de compostos inibitórios de literaturas, pois a aclimatação pode ocorrer e remover

efetivamente o efeito inibitório (Ferreira, 2002).

3.7.1.2. Desnitrificação

Processo que tem como reação a conversão das formas oxidadas de nitrogênio - nitrato

- N-NO3- e nitrito – N-NO2

-, em nitrogênio gasoso através da oxidação da matéria orgânica

(carbono) oriunda de fontes de carbono orgânico presente no próprio efluente sob a forma de

DBO. Seu requisito é o baixo nível de OD disponível no meio, de tal forma que os

microrganismos utilizam o oxigênio do N-NO3- e do N-NO2

- para respiração, ao invés do

oxigênio do ar. Acima de 1,0mg/l de OD a denitrificação é inibida pela maior facilidade de

utilização do O2.

As formas de nitrogênio presentes no efluente bruto precisam ser convertidas de

nitrogênio orgânico em nitrogênio amoniacal, para que as nitrificadoras o convertam em

118

nitritos e nitratos. Uma ampla faixa de bactérias facultativas heterotróficas, utilizam o

oxigênio quimicamente ligado ao N-NO2- e N-NO3

- para oxidação de matéria carbonácea.

Este processo é denominado desnitrificação anóxica (anóxico significa meio aeróbio com

ausência de oxigênio livre).

A desnitrificação biológica envolve a redução, por via biológica, do nitrato a nitrito e

nitrito a nitrogênio gasoso. O nitrito e o nitrato fornecem oxigênio para respiração microbiana

da própria reação de desnitrificação.

Assim sendo, a condição adequada para a desnitrificação - oxigênio ausente mas

nitrato presente- é denominada de anóxica.

Muitos microrganismos presentes em sistemas de tratamento de efluentes por lodos

ativados são desnitrificadores, mesmo em sistemas não dimensionados para operar com

desnitrificação. A presença destes organismos, nestes sistemas, deve-se ao seu caráter

facultativo, isto é, eles podem utilizar oxigênio ou nitrato como aceptor de elétrons. As

desnitrificadoras podem proliferar em sistemas aeróbios graças à sua habilidade de utilizar o

oxigênio para oxidar a matéria orgânica de forma eficiente.

A desnitrificação compreende a última etapa para a remoção de nitrogênio por via

biológica. Nesse processo podem-se citar: Achromobacter, Aerobacter Alcaligenes, Bacillus,

Brevibacterium, Flavobacterium, Lactobacillus, Micrococcus, Proteus, Pseudomonas e

Spirillum como algumas espécies de bactérias envolvidas no processo (Torres et al.,1998). A

exemplo da nitrificação, esse processo, apresenta características particulares, as quais são

ilustradas na figura 3.43.

Figura 3.43: Reações e características envolvidas na desnitrificação.

Adaptado de Torres et al. (1998)

119

A desnitrificação pode ocorrer paralelamente à nitrificação em sistemas aeróbios de

lodos ativados. Isto pode ser devido à formação de zonas pobres em oxigênio, criando zonas

anóxicas no interior dos flocos das colônias de lodo ativado. O aporte de nitrato a estas zonas,

favorece a ocorrência da desnitrificação, que também pode ocorrer em clarificadores, onde a

disponibilidade de oxigênio é escassa e a de nitrato é mais alta, oriunda das zonas de

nitrificação aeradas.

Os principais fatores responsáveis pelo controle do processo de desnitrificação são:

temperatura, pH, concentração de OD, natureza da fonte de carbono, tempo de retenção

celular (θc), concentração de nitrato, e a presença se substâncias tóxicas (Metcalf e

Eddy,1991).

3.7.2. Tecnologia de Reatores Biológicos para a Remoção Simultânea

de Carbono e Nitrogênio

A literatura técnica, em função da remoção do carbono e nitrogênio, classifica os

reatores biológicos que efetuam tais processos em duas categorias principais. O primeiro

grupo realiza a remoção desses compostos em unidades distintas recebendo assim a

denominação de fases separadas (Figura 3.44.a), e o segundo grupo designado de processo

combinado, executa simultaneamente a oxidação do carbono, nitrificação e desnitrificação em

duas (Figura 3.44.b) ou numa única unidade (Figura 3.44.c). A Figura 3.44 mostra um

esquema dos reatores biológicos para remoção conjunta de carbono e nitrogênio presentes no

esgoto sanitário.

Figura 3.44: Processos biológicos de remoção de nitrogênio

120

Além disso, a desnitrificação recebe as denominações de pré-desnitrificação e pós-

desnitrificação. A primeira (pré-desnitrificação) ocorre quando o reator desnitrificante

antecede o reator nitrificante, o qual então receberá efluente desse último e utilizará o próprio

material orgânico afluente (esgoto bruto) como fonte de carbono para remoção do nitrato. E,

na segunda situação (pós-desnitrificação), a redução do nitrato acontece por meio da

alimentação do reator desnitrificante com licor misto do reator nitrificante, o qual terá como

fontes de carbono o material orgânico não metabolizado no reator nitrificante e/ou adição de

fonte de carbono (Van Haandel e Marais,1999).

Em virtude de os processos de nitrificação e desnitrificação requererem ambientes

diferentes, acreditava-se não ser possível realizar esses processos em único reator. No entanto,

o avanço tecnológico obtido na última década demonstrou existirem duas possibilidades para

a ocorrência desses processos: a primeira, que incorpora operações seqüenciais no tempo,

submetendo o reator a condições anóxicas ou aeróbicas (Rodríguez et al., 1998) e a segunda,

que utiliza a auto-imobilização ou imobilização de bactérias nitrificantes e desnitrificantes em

materiais suporte (Campos, 1989; Fdez-Polanco e Garcia, 1994; Chui et al.,1996; Ros e

Vrtovsek,1998; Menoud et al., 1999).

3.7.3- Distribuição de Microrganismos Aeróbios e Anaeróbios no

biofilme

O biofilme possui uma estrutura espacial heterogênea, onde é possível observar a

existência de diversas espécies de microrganismos. As figuras 3.47 e 3.48 apresentam o perfil

de um biofilme aderido a uma partícula sólida, idealizado por Hagedorn-Olsen et al. (1994),

onde, de acordo com os autores, é possível observar como se comporta o perfil da

concentração de oxigênio no interior do biofilme.

A figura 3.45 propõe a existência de uma região aeróbia localizada na camada mais

externa do biofilme e uma anaeróbia - anóxica localizada na camada mais interna do filme

próxima ao material suporte.

121

Figura 3.45: Perfil de concentração de oxigênio, matéria orgânica e nitrato no biofilme – Completamente

penetrado pelo nitrato. Adaptado de Hagedorn-Olsen et al. (1994)

Figura 3.46: Perfil de concentração de oxigênio, matéria orgânica e nitrato no biofilme – Parcialmente

penetrado pelo nitrato. Adaptado de Hagedorn-Olsen et al. (1994)

A figura 3.46 propõe uma configuração um pouco diferente, dependendo da espessura

do biofilme, ou seja, a existência de uma região aeróbia localizada na camada mais externa do

biofilme, uma anaeróbia localizada na camada mais interna do filme, próxima ao material

suporte e, no meio destas duas, uma camada anóxica.

Segundo estes autores, pode ocorrer a condição apresentada na figura 3.45 ou 3.46,

dependendo da espessura do biofilme, que é fortemente influenciada pelas condições de fluxo

do reator.

Apesar de ainda não haver trabalhos conclusivos com relação à distribuição dos

microrganismos no interior do biofilme, diversos trabalhos apresentados na literatura propõem

que os organismos heterotróficos devem estar presentes na camada mais externa, ou seja, na

linha aeróbia do biofilme e os organismos autotróficos, de crescimento mais lento, deverão

aparecer nas camadas mais internas.

A figura 3.47 apresenta o perfil da concentração de nitrogênio através do biofilme,

conforme proposto por Iwai e Kitao (1994).

Segundo Iwai e Kitao ( 1994), a coexistência de duas regiões anaeróbia e aeróbia é

conveniente para a remoção biológica de nitrogênio.

122

Figura 3.47: Perfil de nitrogênio no interior do biofilme. Adaptado de Iwai e Kitao ( 1994)

A eficiência no processo de nitrificação e desnitrificação dependerá da concentração

de oxigênio no meio líquido e da espessura do biofilme. Iwai e Kitao (1994) argumentam que

deve existir uma concentração ótima de oxigênio no meio líquido para promover a máxima

remoção de nitrogênio.

Okabe et al. (1995, apud Giseke et al., 2002) relatam que a presença de substrato nos

esgotos resulta na competição por oxigênio dissolvido e espaço no biofilme entre as bactérias

nitrificadoras e as bactérias heterotróficas. Segundo o autor a inibição ou a eliminação das

bactérias nitrificadoras por esta competição interespécies leva a um decréscimo na eficiência

ou até mesmo na falência do processo de nitrificação e desnitrificação.

Giseke et al. (2002) elucidam o grande potencial dos reatores que utilizam biomassa

aderida em remover simultaneamente matéria orgânica e nutrientes como nitrogênio e fósforo.

Neste trabalho Giseke relata que, graças à heterogeneidade e à existência de várias

comunidades de microrganismos em um único sistema o biofilme pode ser exposto

alternadamente a condições aeróbias e anaeróbias para melhorar a remoção biológica de

fósforo. Van Benthum et al. (1997) propuseram a inserção de uma terceira câmara anóxica

para melhorar a eficiência na remoção de nitrogênio. Giseke et al. (2002) concluem no

trabalho que a remoção simultânea pode ser obtida em um reator SBBR (Sequencing Batch

Biofilm Reactor).

123

4. Materiais e Métodos

4.1. Histórico das Etapas de Trabalho

A implantação de uma bancada experimental na escala piloto deu-se a partir de raras

informações de conteúdo tecnológico e de projeto de engenharia, obrigando a uma recriação

da tecnologia envolvida e a um processo de desenvolvimento muito intenso, para permitir o

início da aquisição de dados em condições aceitáveis de controle das variáveis envolvidas.

Nesse processo foram utilizados também, além de dados da bibliografia, informações

qualitativas obtidas de modelos reduzidos em escala de laboratório.

A construção do reator, os testes de funcionamento e modificações que se mostraram

necessárias tomaram um tempo muito maior do que o esperado, em vista das ocorrências

imprevistas, oriundas tanto da escala do protótipo quanto do ineditismo da proposta. Os itens

a seguir apresentam de forma cronológica as principais fases percorridas ao longo da

pesquisa, detalhando as modificações ocorridas na bancada e no projeto dos reatores.

4.1.1. Montagem e Descrição Geral das Instalações

Para a investigação experimental do tratamento de esgoto sanitário realizado em Ilha

Solteira, foram construídos dois reatores de leito fluidizado por jatos de ar (air-lift) em escala

piloto com 0,25m de diâmetro externo, 0,20m de diâmetro interno, com alturas de 6 e 12

metros, respectivamente. Os reatores foram instalados junto a uma das estações elevatórias de

esgoto de Ilha Solteira, localizada na zona sul da cidade. Os reatores foram construídos com

tubos de PVC e o topo e a base, em aço.

Inicialmente foram executadas algumas melhorias nas instalações, cuja necessidade foi

se evidenciando a partir do trabalho de campo no local do experimento. Assim, foi executado

um piso cimentado para a colocação dos compressores, abrangendo a área das caixas de

esgoto peneirado e das bombas centrífugas, bem como foram construídas as caixas de

124

passagem de esgoto necessárias para que o excesso de esgoto peneirado e o esgoto tratado

retornassem para o poço de sucção da estação de recalque. Outro serviço complementar

executado no período constou da execução das instalações elétricas da torre, compreendendo

o quadro de comando das bombas e do compressor, e das tomadas para instrumentos nos

patamares.

Foi executada também a instalação hidráulica, com tomadas de água tratada em todos

os patamares e no piso inferior para lavagem das peneiras e do local do ensaio.

Os primeiros problemas detectados ocorreram devido à exposição do equipamento às

intempéries. A fase de testes do equipamento com água limpa ocorreu em época de muitas

chuvas, levando a danos nos quadros elétricos que tiveram que ser totalmente refeitos, com

substituição de disjuntores, chaves de proteção e partida. Foi detectada também a necessidade

de uma proteção para as águas pluviais que invadiram o local do experimento. Para evitar que

a água de chuva atingisse o compressor foi necessária a construção de uma mureta para

desviar as águas pluviais.

Estes problemas foram verificados antes mesmo de se colocar esgoto nos reatores e

colocá-los em funcionamento. A foto da figura 4.1 mostra a estrutura de suporte dos reatores.

A estrutura que suporta os reatores foi construída em madeira, com dimensões de 3,5m

por 3,5m, dotada de patamares regularmente espaçados e escada de acesso, para permitir a

instrumentação e retirada de amostras ao longo do reator.

Figura 4.1: Estrutura de suporte dos reatores

125

O esgoto utilizado no experimento foi retirado do poço de sucção da estação

elevatória, passando após por uma peneira, sendo aduzido posteriormente por meio de bomba

centrífuga até a uma caixa superior, dotada de mecanismo para controle e medição da vazão

afluente. Após isso, é encaminhado ao reator de 12m por uma entrada especialmente

construída para tal finalidade, em localização adequada, visando evitar entupimento e

melhorando as características de recirculação das partículas. O excesso de esgoto aduzido vai

para uma segunda caixa dotada do mesmo mecanismo anterior que alimenta o reator de 6m. O

esquema inicialmente proposto da bancada experimental pode ser observado na figura 4.2.

Figura 4.2: Esquema inicial da bancada experimental

O excesso de vazão desta última caixa de medição e controle retorna ao poço de

sucção através de uma tubulação. A figura 4.3 mostra um detalhe dos decantadores

inicialmente propostos.

126

Figura 4.3: Esquema inicial dos decantadores

Para prover de ar os difusores que provocam a expansão do leito e fornecem o

oxigênio necessário à estabilização da matéria orgânica, foi utilizado um compressor de duplo

estágio, de aproximadamente 5HP, com tanque de reserva de 300 litros, a fim de evitar

variações bruscas na pressão de entrada de ar. Para proporcionar maior controle da vazão, a

tubulação foi dotada de uma válvula reguladora de pressão. Posteriormente no decorrer do

experimento fez-se necessário a instalação de mais um compressor, sendo colocado um de

7,5HP, com tanque de reserva de 500 litros. Os compressores trabalhavam alternadamente

12h cada um por dia.

Após o término da construção dos reatores e após a execução das melhorias já

descritas, iniciou-se a fase de testes hidráulicos de funcionamento do sistema. Os testes de

estanqueidade foram realizados com água limpa, não se constatando nenhum vazamento.

Após essa fase, os reatores foram ensaiados para verificar o funcionamento dos

borbulhadores e da parte de alimentação de ar, compreendendo filtros, válvulas reguladoras

de pressão, rotâmetros e válvulas de fecho do sistema. Os ensaios procuraram aferir a faixa de

vazões de ar obtidas, o comportamento qualitativo do meio fluidizado em função das vazões e

a presença de bolhas no decantador.

Procurou-se identificar também nesses ensaios as faixas de pressão nas válvulas

reguladoras que proporcionariam vazões mais estáveis nos rotâmetros. Isto porque verificou-

se que a entrada em operação do compressor produzia variações nas vazões reguladas de ar,

um efeito que diminuía com o aumento da pressão de regulação. Por outro lado, quanto maior

a pressão regulada fornecida aos borbulhadores, menores os tempos entre partidas do

127

compressor de ar, forçando desnecessariamente o equipamento a um regime de trabalho para

o qual não foi previsto. Foi identificada a necessidade de uma válvula de retenção na

tubulação de ar, para evitar refluxo de esgoto para dentro do sistema de ar no caso de falha no

compressor de ar.

Após essa fase foram iniciados os testes exploratórios com a presença de areia, ainda

com água limpa. Nesses ensaios, procurou-se verificar as vazões de ar necessárias para que as

partículas de areia ficassem em suspensão e sua compatibilidade com as vazões admissíveis

nos conjuntos de borbulhadores com duas pedras porosas.

Outro aspecto operacional muito importante, identificado em estudos prévios com

modelos reduzidos, refere-se à capacidade de ressuspensão das partículas de areia

sedimentadas, o que se espera ocorrer após alguma parada do reator. Durante essa etapa do

trabalho essas características foram investigadas com várias concentrações de areia no reator e

com várias vazões de ar.

Buscou-se também observar, qualitativamente, as características da recirculação

induzida pelo jato de ar, e do funcionamento do decantador, procurando identificar a presença

de areia na saída, relacionando-a com as vazões de ar. Um dos aspectos preocupantes notados

foi a presença de bolhas de ar saindo pelo decantador, escapando da área interna prevista para

a separação entre o ar e o meio fluidizado, principalmente nas maiores vazões.

Na fase de conclusão da montagem e ajustes de funcionamento hidráulico, foram

observados o funcionamento de entrada e saída de líquido do reator e a estabilidade das

vazões afluentes ao longo do tempo.

4.1.2 – Avaliação inicial dos reatores

4.1.2.1 – Ensaios de Caracterização do Esgoto Afluente e Meio

Suporte

Após o término da construção e testes iniciais com os reatores foram realizadas

campanhas para caracterização do esgoto afluente dos reatores. As amostras afluentes foram

coletadas durante 24h em intervalos regulares de 2h. As análises físico - químicas realizadas

foram DBO, DQO, sólidos totais, nitrogênio amoniacal, NTK. Os procedimentos adotados

poderão ser observados no item 4.2.3.

128

Os ensaios de caracterização do meio suporte foram realizados durante o processo de

montagem e testes iniciais dos reatores. O método empregado para caracterizar o material

poderá ser observado no item 4.2.5.1

4.1.2.2 – Ensaios Preliminares com Esgoto Sanitário

Para avaliar o desempenho dos reatores durante a etapa de ensaios preliminares

variaram-se vazões nos reatores, mudando com isso o tempo de detenção hidráulica (TDH).

Preliminarmente foram previstos TDH's de 1h e 2h. Os valores obtidos com esses tempos não

foram significativos, sendo influenciados pelas instabilidades ocorridas no leito devido a

vazão de ar ser bastante elevada o que sem dúvida comprometeu o funcionamento do reator.

Desta maneira os tempos foram modificados para a faixa entre 4h, 6h e 8h.

As concentrações de meio suporte ( areia) utilizadas nesta etapa foram de 30g/l e

50g/l, sempre considerando apenas o volume do reator.

Novamente os resultados não foram adequados e acabaram apenas servindo como

indicativo inicial para uma escolha adequada de TDH e concentração do meio suporte.

Portanto serão apresentados neste trabalho apenas os resultados com TDH de 1h, 2h e 8 h com

concentração de meio suporte de 50g/l.

Durante esta etapa o elemento de vidro sinterizado utilizado como difusor de ar do

mecanismo de recirculação por jato de ar (“air-lift”), tinha sua localização centralizada em

relação ao tubo interno, cerca de 50cm acima do fundo da tubulação externa. De inicio foram

colocadas 2 pedras sinterizadas, posteriormente com o ensaio de determinação do coeficiente

de transferência de O2 , foi necessária a colocação de 4 pedras no borbulhador e logo após 6

pedras, devido às vazões de ar requeridas. O método empregado para determinação do KLa e

toda informação necessária a respeito destes ensaios podem ser encontrados no item 4.2.1

A foto da figura 4.4 mostra um detalhe dos difusores de ar.

129

Figura 4.4: Detalhe dos difusores de ar (pedra sinterizada)

Durante a operação dos reatores com os novos injetores de 6 pedras, observando-se o

comportamento das bolhas no topo dos reatores, verificou-se que, à medida que se aumentava

a vazão de ar, a heterogeneidade do leito aumentava e havia o aparecimento de grandes

cavidades sugerindo a ocorrência do pistonamento. Os injetores de pedra porosa apresentaram

também problemas de resistência mecânica insuficiente. Em diversas ocasiões houve

rompimento das pedras, provavelmente provocados pelos transientes de pressão que se

originam durante a expulsão da água condensada das tubulações de ar.

Devido ao comportamento hidrodinâmico insatisfatório apresentado com o uso dos

injetores de pedra, foi proposto a troca por injetores cilíndricos confeccionados em PVC com

um diâmetro de 40mm. Estes foram perfurados em 6 carreiras de 36 furos. Cada furo possui

um diâmetro aproximado de 1mm espaçados cerca de 3mm entre eles. Os novos difusores de

ar foram centralizados em relação ao tubo interno, cerca de 1,20m acima do fundo.

Novamente foram realizados ensaios de KLa com os novos injetores.

A foto da figura 4.5 mostra um detalhe dos injetores confeccionados em PVC.

Figura 4.5: Detalhe do injetor de ar (PVC)

130

Nesta etapa, além da troca dos injetores, houve uma pequena modificação nos

decantadores. Na tentativa de melhorar as condições hidráulicas nesta região, foi aumentado o

comprimento de soleira dos vertedores, por meio de uma calha de coleta localizada

internamente. Em decorrência disso o volume do decantador foi diminuído, instalando-se os

vertedores cerca de 0,20m abaixo da cota original. O volume do decantador, originalmente de

0,83m3 foi reduzido para 0,69m3 e o comprimento total de soleira aumentado de 2,36m para

8,01m. A figura 4.6 mostra um detalhe esquemático desta modificação.

Figura 4.6: Detalhe esquemático – Região do decantador

4.1.3. Início de Operação dos Reatores

Após a etapa preliminar descrita no item 4.1.2 teve início o período de experimentação

durante o qual a bancada sofreu ainda algumas modificações adicionais com o intuito de

melhorar as condições hidrodinâmicas e a qualidade do efluente final. Com isso o período de

experimentação pode ser dividido em três etapas de trabalho, além da etapa preliminar já

comentada conforme exposto no diagrama da figura 4.7.

131

Figura 4.7: Etapas de Trabalho

4.1.3.1. Etapa 2

Com os novos injetores, os reatores entraram em funcionamento com TDH de 4 horas

e uma concentração de meio suporte igual a 50g/l. Após um período de 3 meses os reatores

começaram a operar com TDH de 8 horas, mantendo-se a mesma concentração de areia. no

interior dos reatores.

Após o mesmo período de operação, adicionou-se mais areia e os reatores começaram

a funcionar com uma concentração de meio suporte igual a 100g/l e TDH de 8 horas.

Nesta etapa de trabalho houve a necessidade dos reatores operarem com vazões de ar

elevadas, da ordem de 5000 a 5500 l/h para manter o meio suporte em suspensão. Entretanto a

alta vazão de ar necessária para provocar o arraste das partículas sólidas constitui-se num dos

maiores fatores de ineficiência energética do tratamento nos reatores de leito fluidizado por

jatos de ar.

Como proposta para diminuir a vazão de ar, optou-se pela inserção de um propulsor

axial para auxiliar a circulação do meio trifásico, que foi testada na etapa 3.

132

4.1.3.2. Etapa 3 (Bomba Axial)

Nesta etapa, houve o acréscimo de um propulsor de eixo vertical no tubo interno de

cada reator. Os demais componentes da bancada permaneceram os mesmos da etapa 1. Pela

figura 4.8, pode-se visualizar o esquema proposto, mantendo o mesmo “lay-out” de

alimentação da etapa anterior.

Figura 4.8: Detalhe esquemático – Bomba de eixo vertical

Na etapa anterior, como já foi comentado, os reatores operavam com uma vazão de ar

muito elevada para manter as partículas do meio suporte em suspensão, principalmente nas

fases iniciais de desenvolvimento do biofilme. Como resultado, ocorreram diversas paradas

hidráulicas do reator, ocorrendo a sedimentação do meio suporte, o que causava dificuldades

de ressuspensão.

De um modo geral, devido a essas dificuldades hidráulicas, durante a etapa 1

registrou-se um residual de oxigênio muito grande no topo dos reatores, demonstrando que

era introduzida uma quantidade de oxigênio superior ao que era necessário para a oxidação da

matéria carbonácea e nitrogenada.

A introdução do propulsor no sistema ajudou na fluidização do leito, permitindo a

redução da vazão de ar, sem comprometer a suspensão do meio suporte.

133

Os reatores funcionaram com uma concentração de areia igual a 100g/l. Os tempos de

detenção nesta etapa foram de 8h, sendo posteriormente reduzidos para 6h, 4h, 3h e 2h.

Um outro aspecto a ser relatado durante esta etapa de operação foi a ocorrência de uma

parcela de sólidos em suspensão de difícil sedimentação nos decantadores que eram levados

para fora do sistema prejudicando a qualidade do efluente final, sendo este um problema

relatado na literatura, como por exemplo em Nicolella et al. (2000a, 2000b ). Ensaios de

sedimentação realizados em laboratório com o efluente final dos reatores, conforme método

apresentado no item 4.2.5.2, evidenciaram a má sedimentabilidade do lodo. Este

comportamento reduziu o interesse pela locação de unidades de sedimentação em separado,

além disso, a adoção de tal unidade poderia descaracterizar a proposta inicial de uma única

unidade, integrada e compacta. Portanto uma câmara de flotação foi proposta para minimizar

os sólidos suspensos no efluente dos reatores.

4.1.3.3. Etapa 4 (Sistema de Flotação e Redução de Diâmetro)

A etapa 4 foi realizada com TDH de 3h e concentração de meio suporte de 100g/l em

ambos os reatores. Nesta etapa foi testado um sistema de flotação no reator de 12m e o efeito

da modificação na relação entre áreas de subida e descida no reator de 6m. Essa decisão foi

embasada pelos resultados das etapas anteriores que apontaram diferenças estatisticamente

não significativas entre o desempenho dos reatores de 12m e de 6m. Com isso o delineamento

experimental permitiu investigar os efeitos de duas modificações simultaneamente.

O sistema de flotação foi proposto a partir da realização de testes em laboratório com

o esgoto afluente em uma célula de flotação. Os procedimentos adotados nesses testes são

apresentados no item 4.2.5.3. Os bons resultados obtidos com os testes de laboratório

embasaram a proposta de inclusão do flotador integrado ao reator.

A outra alternativa para melhoria do efluente testada nesta etapa foi a redução do

diâmetro do tubo interno, cujos resultados no tratamento foram avaliados no reator de 6m de

altura.

134

Sistema de Flotação

A figura 4.9 mostra o esquema do flotador proposto. A parte interna do decantador foi

utilizada para criar a câmara de flotação. A câmara possui um diâmetro externo de 0,75m e

interno de 0,40m, dado pelo diâmetro da câmara de separação de ar. O líquido sai da câmara

através de 4 aberturas horizontais dotadas de defletores verticais que dirigem o fluxo para

baixo ao penetrar no decantador. Para o sistema de recirculação foi locada uma câmara

pressurizada.

Parte do efluente do reator deveria ser levado a uma caixa de passagem onde existe um

sistema de recalque que conduziria este efluente à câmara pressurizada. Entretanto, devido às

baixas vazões de recirculação empregadas, houve entupimento dos injetores do sistema de

flotação pelo acúmulo de sólidos existente no efluente. Para contornar este problema optou-se

pelo uso de água limpa como fluido de recirculação ao invés de parte do efluente.

Para o controle de nível no interior da câmara pressurizada foi utilizada uma chave de

bóia ligada à bomba. A pressão no interior da câmara situou-se na faixa de 5 a 6atm.

Figura 4.9: Esquema do flotador proposto

Entre o compressor e a câmara existe uma válvula reguladora de pressão, cuja função é

manter constante a pressão de saída. A água de recirculação passa por um filtro, sendo a

vazão regulada através de um rotâmetro de alma cônica.

A figura 4.10 mostra um detalhe esquemático da alimentação do sistema de flotação

contendo seus principais componentes.

135

Figura 4.10: Esquema alimentação – Sistema de flotação

Nesta fase do trabalho optou-se em manter apenas o reator de 12m em funcionamento

com o sistema de flotação. A concentração de areia no interior do reator permaneceu a mesma

da etapa anterior, ou seja, 100g/l. O TDH durante toda essa etapa foi de 3h e apenas foi

alterada a taxa de recirculação no sistema de flotação, começando com 15% e após 2 meses de

operação este valor foi alterado para 20%. Nas figuras 4.11a e 4.11b, pode-se observar fotos

que mostram detalhes dos componentes de controle de vazão do sistema.

Figura 4.11a: Rotâmetro Figura 4.11b: Válvula e entrada câmara de flotação

As figuras 4.12a e 4.12b mostram detalhes da câmara de flotação onde podem ser

observadas as aberturas horizontais da câmara (a) e os injetores na zona de reação (b).

136

Figura 4.12a: Câmara de flotação Figura 4.12b: Injetores

Após o início de operação do R12 com o sistema de flotação foi verificado que o

efluente final ainda continha uma parcela indesejável de biomassa suspensa. A discussão

sobre os resultados obtidos com esse sistema é apresentada no item 10. Desta maneira durante

o período de monitoramento foram realizados novamente ensaios em laboratório em uma

célula de flotação, cujos procedimentos são apresentados no item 4.2.5, adicionando-se

cloreto férrico nas concentrações de 5, 15, 25, 50, 75, 100 e 125mg/l. Esses ensaios também

tinham o objetivo de verificar se a adição de coagulante melhoraria a remoção de fósforo no

sistema.

Os parâmetros utilizados para verificar o efeito da adição do cloreto férrico foram

DQO, sólidos suspensos e fósforo total. A figura a seguir mostra os pontos onde as amostras

para o ensaio foram retiradas.

Figura 4.13: Esquema do flotador com os pontos de coleta das amostras

137

Os resultados referentes a este ensaio encontram-se no item 10 dos resultados e

discussões.

Redução do Diâmetro Interno no Reator de 6m

Como já citado anteriormente, a quantidade de ar necessária para manter o meio

suporte em suspensão é muito maior do que o que é requerido para os processos biológicos

existentes no interior dos reatores. Este fato causa uma certa ineficiência no sistema, já que

grande parte da energia empregada no tratamento é destinada a produção de ar comprimido. A

partir de dados obtidos por Ruggeri (2002), que mostraram que no tubo interno, o menor

diâmetro tende a ser mais eficiente para provocar as velocidades de circulação, optou-se por

alterar o diâmetro interno do reator de 6m de 200mm para 100mm.

O reator de 6m operou com uma concentração de areia igual a 100g/l e a vazão de ar

necessária para manter a areia suspensa, com a troca do diâmetro interno, foi inicialmente de

1500 l/h, sendo posteriormente mudada para 2100 l/h para garantir que os processos

biológicos ocorressem adequadamente.

Antes do início de operação do reator R6 foram realizados ensaios de KLa e ensaios de

velocidade com intuito de verificar o comportamento hidrodinâmico do reator frente à

alteração do diâmetro interno. Os métodos empregados nestes ensaios podem ser observados

nos itens 4.2.1 e 4.2.2.1, respectivamente.

4.2. Métodos e Ensaios Realizados

4.2.1. Taxas de Transferência de Oxigênio

4.2.1.1. Método do Ensaio

A capacidade de um reator transferir oxigênio para o meio é avaliada por diversos

índices que são calculados a partir da determinação do coeficiente global de transferência de

oxigênio, KLa. Os ensaios para determinação do KLa foram realizados nos reatores piloto com

água limpa e diversas concentrações de areia, com o objetivo principal de verificar a

eficiência dos borbulhadores e estimar as vazões de ar necessárias para as cargas orgânicas

previstas no trabalho. Para isso utilizou-se um medidor portátil de oxigênio dissolvido marca

HANNA Instruments - HI 9141.

138

A determinação do coeficiente KLa seguiu a metodologia padronizada para emprego

com água limpa, método estacionário, recomendada pela ASCE (1990). É utilizado cloreto de

cobalto como catalisador e sulfito de sódio como reagente, para anular a concentração de

oxigênio do meio fluido, o qual é, em seguida, reoxigenado até perto do nível de saturação.

A água deve ter a qualidade da água potável da rede pública. O sulfito de sódio

exigido para desoxigenação da água de um reator situa-se entre 1,00 e 7,88 mg/l. Contudo,

nos ensaios realizados com os reatores piloto foram utilizados cerca de 100 gramas de sulfito

de sódio em cada ensaio, com base em testes preliminares. A introdução desta substância era

efetuada pela parte superior do reator, com um tempo de espera para a reação em torno de 10

minutos. Esse tempo só foi possível devido à introdução do catalisador cloreto de cobalto, que

acelera o processo da reação.

O catalisador de cloreto de cobalto é normalmente adicionado apenas uma vez em

cada série de ensaios. A solução de cloreto de cobalto é adicionada ao reator numa

concentração entre 0,1 a 0,5 mg/l. Pode levar até 30 minutos para ocorrer a mistura completa

do cloreto de cobalto na água do reator.

Após a adição do sulfito de sódio era introduzida a sonda de O2, para determinar

quando o oxigênio da água é completamente fixado pelo sulfito, ou seja, tem-se OD nulo.

Nesse monitoramento é importante garantir que a mistura seja suficiente para homogeneizar

toda a água, dependendo do tempo considerado. Enquanto não ocorre a mistura completa,

podem ser observadas leituras de oxigênio aumentando e diminuindo em ciclos curtos,

evidenciando a existência de oxigênio dissolvido que ainda não reagiu com o sulfito de sódio.

Após as leituras indicarem OD nulo por um determinado tempo, com a continuação da

aeração com a vazão de ar desejada, o medidor volta a indicar valores não nulos de OD e

imediatamente passa-se a registrar as leituras em intervalos pré-determinados. Nos ensaios

com os reatores piloto adotou-se 15 segundos e nos modelos reduzidos, 5 segundos entre

leituras.

De posse dos dados obtidos no ensaio procedia-se na metodologia do cálculo do KLa.

Para análise dos dados foi utilizada uma planilha no programa EXCEL, que possui macros

escritas em Visual Basic para ajustar o KLa através de um programa de regressão não linear

baseado no algoritmo proposto pela ASCE (1990).

139

4.2.1.2. Metodologia de Cálculo do KLa

Os valores de KLa foram determinados com o auxílio de uma rotina para regressão não

linear, que ajusta a curva de oxigênio dissolvido em função do tempo obtido nos ensaios,

tendo como parâmetros a concentração inicial, Co, a concentração de saturação Cs e uma

estimativa inicial do KLa.

Essa metodologia é mais precisa que o ajuste linear, sendo recomendada pela ASCE

(1990), que fornece um código com o algoritmo, implementado em FORTRAN77.

O programa fornecido pela ASCE (op. cit.) foi implementado e testado em sua versão

original. Entretanto, o algoritmo de ajuste é bastante sensível aos valores iniciais adotados,

apresentando facilmente instabilidade numérica no procedimento de ajuste. Verificou-se

também que a presença de dados de concentração constante nos instantes iniciais do ensaio

favorecia este comportamento. Como resultado dessas características, o programa revelou-se

muito difícil de usar com eficiência, devido à pouca interação com o usuário, obrigando à

utilização de uma planilha como apoio para selecionar graficamente o intervalo de dados.

Para possibilitar a análise com maior eficiência, o algoritmo original foi traduzido para

a linguagem EXCEL-BASIC e implementado na forma de macros na planilha EXCEL,

permitindo um uso mais iterativo com o usuário.

A listagem do código que implementa as macros é apresentada no Anexo C. A seguir

será apresentado um roteiro de utilização do programa, descrevendo os passos que devem ser

executados em um ajuste.

Passo 1: seleção dos dados brutos

Primeiramente deve-se editar os dados obtidos no ensaio, de concentração de oxigênio

dissolvido em função do tempo, para selecionar o período do transiente observado que será

utilizado na análise.

Deve-se, como regra geral, descartar os pontos de concentração nula e os aumentos

localizados que antecedem o período de aumento monotônico da concentração, para evitar

problemas de convergência nas iterações. É conveniente também evitar a inclusão de um

grande número de pontos no patamar final da curva, que podem conduzir a uma média não

realista dos erros de ajuste.

Essa tarefa é efetuada numa planilha que já contém um gráfico de OD em função

tempo, que serve para uma primeira análise dos dados obtidos. O nome desta planilha,

140

usualmente “Dados Brutos”, deve ser informado na planilha de cálculos, que pode ser

qualquer das planilhas do arquivo. Deve-se anotar também qual o intervalo de linhas em que

estão contidos os valores a serem utilizados e a coluna inicial do campo.

As figuras 4.14 e 4.15 a seguir mostram um exemplo do trabalho de seleção dos dados,

com todos os dados registrados de dois ensaios no reator de 12 metros de altura. Após

escolhida a faixa a ser usada os dados são enviados automaticamente pelo programa para a

planilha de cálculos, usualmente denominada “Plan1”, para a segunda etapa do processo.

Figura 4.14: Exemplos da etapa de análise da seqüência de dados e seleção dos pontos para o ajuste com

dados brutos de dois ensaios.

Figura 4.15: Exemplos da etapa de análise da seqüência de dados e seleção dos pontos para o ajuste com

dados brutos de dois ensaios.

141

Passo 2: determinação das estimativas iniciais

Nesta fase é utilizada como base uma planilha que já contém um gráfico padrão

incorporado, bem como as equações para montar um campo com os valores da concentração

ao longo do tempo, calculados com as estimativas iniciais dos parâmetros ajustados.

Normalmente é usada a planilha “Plan1”.

Na planilha base deve-se indicar os números da linha e coluna iniciais da faixa de

dados determinada no passo 1 e o nome da planilha com os dados brutos. Em seguida

executa-se a macro “Inicializa”, que busca na planilha “Dados Brutos” os dados que o usuário

acredita proporcionarem um bom ajuste. (Obs.: Para que seja executado qualquer macro, nada

em nenhuma das planilhas deve estar selecionado).

Com os dados selecionados importados pela “Inicializa” aparecendo no gráfico como

guia, deve-se editar valores para Co, Cs e KLa que mais aproximam a curva “Ajuste Inicial” da

curva “Ensaio”. Para definir a concentração inicial (Co) pode-se escolher a última

concentração nula da seqüência crescente de OD ou escolher uma concentração quase nula,

pois essa redefinição não afeta o modelo

Um exemplo dessa etapa do trabalho é apresentado na figura 4.16. A figura traz em

vermelho os valores que devem ser fornecidos pelo usuário e em azul os dados importados da

planilha que contém dados brutos originais.

Figura 4.16: Exemplo da fase de estimativa inicial dos parâmetros de ajuste por meio visual.

142

Passo 3: determinação dos parâmetros de ajuste

Encontrados os valores que aproximam as curva “ajuste” e “ensaio”, executa-se a

macro “Ajusta”, que por sua vez executa as rotinas “Calcula”, com o núcleo do algoritmo

apresentado pela ASCE e a rotina “Apresenta”, que coloca os dados do melhor ajuste na

planilha base. A figura 4.17 apresenta o resultado dessa fase, com as informações fornecidas

pelo programa destacadas em vermelho.

Figura 4.17: Exemplo da tela após a execução da fase final do programa, com os valores calculados em

vermelho.

O gráfico da planilha já inclui também a seqüência de dados ajustada.

A melhor aproximação para o KLa será apresentada na célula D-10, sendo fornecido

também, na célula I-7, o desvio padrão da estimativa do KLa, que permite calcular as faixas de

variação possíveis associadas ao erro esperado. A célula J-7 apresenta o desvio padrão do KLa

em porcentagem do valor calculado. O valor da soma dos resíduos do ajuste, célula I-9, serve

como um controle quantitativo da qualidade do ajuste obtido.

Para apresentação do resultado, o gráfico mostrado na figura 4.17 é copiado para uma

planilha cuja folha contém os padrões de apresentação do relatório, sendo eliminada ainda a

seqüência do ajuste inicial.

143

4.2.1.3. Metodologia de Cálculo da Capacidade de Transferência de

Oxigênio

Conforme método recomendado pela ASCE (1990), pode-se determinar o fluxo de

massa de oxigênio transferido pelo ar para o meio líquido. Este fluxo, denominado Taxa de

Transferência Padrão de Oxigênio SOTR (Standard Oxygen Transfer Rate), é calculado a

partir do coeficiente de transferência global de oxigênio KLa, e do valor da concentração de

saturação de OD (C∞), os quais devem ser corrigidos para a temperatura e pressão padrão, que

tem valores usuais respectivamente de 200C e 1atm.

O KLa com temperatura corrigida é denominado de KLa20 e o C∞ corrigido é

denominado de 20C∞ , e são determinados pelas equações (4.1) e (4.2).

T)20(

L20L θaK=aK −∗ (4.1)

∗τ∗∞ Ω

1C=C s20 (4.2)

sendo:

T = Temperatura durante o ensaio realizado (0C);

θ = Fator empírico de correção de temperatura, o qual é utilizado comumente como

1.024, a menos que se prove ter um valor diferente para o sistema de aeração;

τ = Fator de correção de temperatura, sendo ele calculado pela equação (4.3);

Ω = Fator de correção de pressão, o qual pode ser dado pela a equação (4.4) para

tanques com profundidade de até 6,1m.

20s

st

CC=τ (4.3)

s

b

PP=Ω (4.4)

144

sendo:

Cst = Valor tabelado da concentração de oxigênio dissolvido a temperatura do teste, a

uma pressão total padrão de 1atm e 100% de umidade relativa (mg/l);

Cs20 = Valor tabelado da concentração de oxigênio dissolvido a 200C, pressão padrão

de 1atm e 100% de umidade relativa (mg/l);

Pb = Pressão barométrica durante o teste (mBar);

Ps = Pressão barométrica padrão de 1atm (mBar).

Após a determinação das variáveis anteriores o SOTR pode ser calculado pela equação (4.5).

VCaK=SOTR 2020L ⋅⋅ ∞ (4.5)

Onde V é o volume do reator utilizado (l). KLa20 é dado em (s-1), concentração em

(mg/l) e SOTR em mg/s.

A eficiência padrão de aeração SAE (Standard Aeration Efficiency), traz a efeito de

comparações a taxa de transferência de oxigênio por unidade de potência induzida, e pode ser

calculada pelas equações (4.6) e (4.7).

PotSOTRSAE = (4.6)

−

ρ1

PP

KRTQ

=PotK

1

21arg (4.7)

onde:

ρg = massa específica do ar (kg/m3);

Qar = vazão de ar injetada (m3/s);

R = Constante do gás, 287 Nm/kg.K;

T1 = Temperatura antes da compressão (K);

P1 = Pressão absoluta antes da compressão;

P2 = Pressão absoluta depois da compressão;

K = Adimensional 0,283.

145

Pode ser calculada ainda a eficiência de transferência padrão como uma fração SOTE

(Standard Transfer Efficiency as a Fraction), sendo representado pela equação (4.8).

argQSOTRSOTE ρ= (4.8)

4.2.2. Ensaios de Caracterização Hidrodinâmica

4.2.2.1. Velocidades de Circulação

As velocidades do líquido nos reatores foram determinadas a partir da estimativa da

velocidade de circulação no tubo de descida. Para isso foi utilizado NaCl como traçador em

conjunto com um sistema de medição de condutividade elétrica da água, constituído por duas

sondas instaladas a uma distância conhecida entre si no tubo de descida dos reatores, circuitos

de condicionamento, placa conversora A/D e computador dedicado.

As sondas de condutividade elétrica foram confeccionadas com corpo em PVC e

pontas em aço inox, para evitar oxidação durante o tempo de experimentação. As figuras 4.18

e 4.19 apresentam a sonda.

Figura 4.18: Esquema da sonda de condutividade elétrica com suas dimensões.

Fonte: Guardia Filho (2001).

Figura 4.19: Foto da sonda utilizada.

146

As sondas estão interligadas a um condicionador de sinais que provê alimentação com

corrente alternada e o condicionamento do sinal elétrico resultante. A saída do condicionador

é interligada ao computador por meio de um conversor analógico-digital para aquisição de

dados. O sistema foi desenvolvido especialmente para este trabalho (GUARDIA FILHO,

2001). Os dados de tensão provenientes das sondas imersas na água foram lidos a intervalos

constantes por um sistema de aquisição de dados comandado por um software desenvolvido

em linguagem DELPHI.

É possível neste programa a aquisição de dados utilizando-se até 8 sondas

simultaneamente. A leitura da tensão em função do tempo é realizada através de uma placa de

aquisição ligada ao microcomputador. O programa permite que os dados sejam salvos na

forma de planilhas eletrônicas, o que acabou tornando atraente sua utilização. Na figura 4.20 é

mostrada a forma como os dados são apresentados.

Figura 4.20: Ambiente de trabalho do programa de aquisição.

O resultado de um ensaio é semelhante ao mostrado na figura 4.21.

0,0

0,5

1,0

1,5

2,0

2,5

3,0

0 50 100 150 200

Tempo (s)

Tens

ão (v

)

Sonda 1 Sonda 2

t1

t3

t4

t2

Figura 4.21 – Tensão em função do tempo durante ensaio com traçador.

147

Pode ser observado que a curva para cada sonda apresenta picos que representam o

instante em que a maior concentração da nuvem de traçador passa pela sonda diminuindo a

tensão. Conhecendo-se a distância entre as duas sondas e o tempo que a nuvem de traçador

demora para percorrer a distância, a velocidade de circulação do tubo de descida poderá ser

determinada.

Chamando de AS a área interna de subida e AD a área externa de descida e atribuindo

também os mesmos índices para a fração volumétrica do ar, ε, tem-se para as velocidades

reais das fases:

gii

argi

gii

LLi εA

Q=v;)ε1(A

Q=v−

(4.9)

gee

arge

gee

LLe εA

Q=v;)ε1(A

Q=v−

(4.10)

Para o tubo de subida, a velocidade do líquido poderá ser calculada pela aplicação da

equação da continuidade. Dessa maneira tem-se:

)ε1(A)ε1(Av

=vgee

giiLiLe −

−× (4.11)

As velocidades superficiais indicadas neste trabalho, tanto da fase líquida (uL) quanto

do ar (ugs), são calculadas pela divisão da vazão pela área total da seção considerada. Indicam,

portanto, uma velocidade média que ocorreria se a fase considerada ocupasse toda a seção

transversal. Essa simplificação é útil para comparar situações envolvendo diferentes

diâmetros, porque a fração volumétrica varia de forma não linear quando variam os diâmetros

e vazões de ar. Assim, tem-se simplesmente:

i

args

i

LLi A

Q=u;AQ=u (4.12)

Na ausência de informações em contrário a velocidade superficial do ar neste trabalho refere-

se a velocidade de ascensão do ar injetado, no tubo interno.

148

Outro parâmetro utilizado nas comparações dos resultados é a relação entre áreas de

descida (tubo externo) e de subida (tubo interno), rA, dada por:

i

eA A

A=r (4.13)

Em cada ensaio foram utilizados cerca de 200ml de uma solução NaCl a uma

concentração de 100g/l, inseridos no topo dos reatores.

4.2.2.2. Capacidade de Suspensão e Distribuição do Meio Suporte

Um aspecto operacional muito importante identificado nos estudos iniciais com

modelos reduzidos refere-se à capacidade de ressuspensão das partículas de areia

sedimentadas, o que se espera ocorrer após alguma parada do reator. Essas características de

partida hidráulica foram investigadas nos reatores piloto com várias concentrações de areia e

vazões de ar, utilizando as metodologias e equipamentos descritos neste item.

Para determinar a concentração das partículas do meio suporte em suspensão foram

efetuadas análises de sólidos totais, com amostras coletadas ao longo de cada reator em

diversos pontos de coleta no tubo interno e externo, dotados de válvulas de esfera para

controlar a quantidade de material drenado. Nos ensaios de exploração da hidrodinâmica,

realizados com água limpa e areia, foi utilizado um método mais simples, baseado em volume

decantado, que será descrito a seguir neste item. A distribuição de pontos de coleta no reator

de 12m é apresentada no esquema da figura 4.22.

O cálculo do conteúdo de sólidos e da concentração da biomassa baseia-se na

determinação do volume da amostra coletada e na hipótese de que o escoamento estabelecido

para a retirada do material possui velocidade suficiente para carrear os sólidos, obtendo-se

uma amostra representativa das condições médias do meio.

Para cálculo das concentrações de meio suporte e de biomassa as amostras são secas

em estufa e em mufla, segundo os procedimentos usuais para determinação de sólidos totais e

voláteis.

O segundo procedimento de determinação utilizado nos ensaios com água limpa e

areia é baseado na coleta de um volume pré-determinado numa proveta graduada de 1000 ml

e na leitura direta da altura da areia decantada. Os pontos de amostragem foram os mesmos

149

utilizados anteriormente. Os cuidados básicos necessários consistem em utilizar uma vazão de

coleta suficientemente alta e em não vibrar ou agitar a proveta para não provocar

adensamento da areia decantada.

Decantador

Efluente

E 9E 8: z = 260E 7 : z = 240E 6 : z = 220E 5 : z = 200E 4 : z = 180E 3 : z = 160E 2 : z = 140E 1 : z = 125

I 1 : 200cm

I 2 : 300cm

A

B

C

Pav. 3 z = 900

Pav. 2 z = 600

Pav. 1 z = 300

D

E

FPav. 4 z = 1200

REATOR 12m

I 3 : 400cm

I 4 : 500cm

I 5 : 600cm

I 6 : 730cm

I 8 : 830cm

I 9 : 930cm

I 10 : 1030cm

I 11 : 1130cm

z = 1300

z = 100 Figura 4.22: Esquema dos pontos de coleta de amostras de sólidos.

A relação entre volume decantado e peso de areia na proveta utilizada com o segundo

método de amostragem foi obtida por calibragem prévia. Para a calibragem, foram

adicionadas massas conhecidas de areia seca nas provetas contendo um pouco de água,

completando-se o volume após agitação do material para eliminar o ar. A seguir a proveta é

agitada e revirada seguidas vezes para homogeneizar a areia, conforme a norma para ensaios

de granulometria de solos, sendo então conduzida a um local nivelado para realização da

leitura.

150

4.2.2.3. Expansão e Conteúdo Volumétrico de Ar

Devido à sua importância na modelagem dos reatores e pela influência direta na

velocidade de circulação do líquido, foram registrados os valores da expansão em função da

vazão de ar nos reatores piloto, durante a fase de caracterização do funcionamento

hidrodinâmico.

A expansão do leito é dada pela diferença de volumes entre o leito aerado e sem

aeração, podendo ser determinada por meio de piezômetros conforme o esquema da figura

4.23.

Seção i

ei

hi

SuperfícieSeção S

Hi

Figura 4.23: Esquema da determinação da expansão do leito.

O volume de líquido contido na coluna é, no caso de mistura bifásica, indicado pela

leitura do piezômetro hi multiplicada pela área do tubo. Pelo esquema tem-se que a expansão

ei do leito entre o ponto i e a superfície é:

iii hH=e − (4.14)

A expansão relativa ao tamanho total da coluna aerada representa o volume de gás

dividido pelo volume total de água e gás, sendo, portanto, equivalente à fração volumétrica de

ar (ε). A fração volumétrica corresponde ao índice citado na literatura como “gas hold up”

(retenção de gás)

i

i

i

ii

i

ii H

h1=H

hH=He

= −−

ε (4.15)

151

A expansão e sua distribuição ao longo da altura foi determinada nos reatores de 6 e

12 metros, em ensaios com água limpa e diversas concentrações de areia. Para isso foram

empregados 10 piezômetros, montados com mangueira flexível transparente de 10mm de

diâmetro externo, instalados nos pontos de coleta de material identificados na figura 4.22.

4.2.3. Determinações Analíticas Efetuadas

Com o intuito de acompanhar e avaliar o desempenho do reator foram realizados

periodicamente determinações analíticas, de acordo com o “Standart Methods for

Examination of Water and Wastwater “ (APHA, AWWA & WPCF, 1998) especificados mais

adiante.

Para as determinações analíticas, tomaram-se amostras no esgoto afluente e no

efluente. As análises que foram efetuadas serão descritas a seguir.

a) Esgoto Afluente

Foram determinados sólidos totais, fixos e voláteis, sólidos suspensos totais, fixos e

voláteis, DQO bruta, DBO bruta, nitrogênio amoniacal e nitrogênio total kjeldhal (NTK),

fósforo total e ortofosfato, pH e temperatura.

b) Efluente

Foram determinados sólidos totais, fixos e voláteis, sólidos suspensos totais, fixos e

voláteis, DQO bruta, DQO filtrada, DBO bruta, DBO filtrada, nitrogênio amoniacal e

nitrogênio total kjeldhal (NTK), nitrito e nitrato, fósforo total e ortofosfato, pH e temperatura.

152

4.2.3.1. Métodos de Ensaio - Metodologia utilizada nas Determinações

Analíticas realizadas

Para uma maior clareza, serão descritos a seguir os métodos que foram seguidos: Tabela 4.1: Métodos

Determinações Analíticas Métodos Uitilizados Demanda Bioquímica de Oxigênio (DBO) Método Wynkler

Demanda Química de Oxigênio (DQO)* Determinação Colorimétrica (Hach)

Nitrogênio Total Kjeldahl (NTK)* Método Nessler (Hach)

Nitrogênio amoniacal* Método salicilato (Hach)

Nitrito*

Nitrato* Método Redução de cádmio (Hach)

Fosfato Total* Método digestão ácido persulfato (Hach)

Ortofosfato* Método ácido ascórbico (Hach)

Determinação de sólidos Métodos gravimétricos

(*)análises realizadas em espectrofotometro DR-2000

Determinações Analíticas realizadas de acordo com “Standart Methods for Examination of Water and Wastwater “ (APHA,

AWWA & WPCF, 1998).

4.2.4. Rotina Experimental

A rotina diária de condução do experimento constou das seguintes atividades:

Verificação do entupimento da peneira e sua limpeza, quando necessário;

Verificação do funcionamento da bomba centrífuga de adução do esgoto;

Verificação da limpeza da caixa que contém o medidor de vazão e medição da vazão

afluente;

Verificação da ocorrência de carreamento de partículas de areia com biofilme para fora

do reator;

Verificação da necessidade de descarte do lodo;

Verificação do funcionamento do compressor e do borbulhador e medição da

velocidade de borbulhamento;

Retirada de amostras de material para determinação analítica, quando programado.

153

Diariamente foram monitorados a concentração de oxigênio dissolvido, o pH, temperatura

do ar e do esgoto, bem como foram efetuadas as medidas de vazão do esgoto e do ar.

As análises no esgoto afluente e efluente foram realizadas em média duas vezes por

semana em todas as etapas de operação.

Para caracterizar o esgoto afluente e determinar o horário onde ocorriam as maiores

concentrações de DBO, DQO, sólidos e nitrogênio amoniacal e nitrogênio total kjeldahl

(NTK), foram realizadas campanhas 24 horas. O intervalo de tempo onde o esgoto afluente

apresentou maiores cargas era no período compreendido entre 8 e 10h da manha.

O esgoto afluente era coletado de hora em hora, por um período, anterior e posterior

ao horário determinado nas campanhas de 24h.

Após, o esgoto era levado ao laboratório, misturado e a partir desta mistura

realizavam-se as determinações analíticas necessárias.

Para a amostra do efluente dos reatores tomava-se o cuidado de realizar as coletas

decorrido o TDH do experimento, procurando minimizar o efeito das variações do esgoto

afluente.

A seguir procedia-se com o efluente da mesma maneira com que era realizado com o

esgoto afluente.

4.2.5. Ensaios Complementares

4.2.5.1. Ensaio de Caracterização do Meio Suporte

O material escolhido como meio suporte foi a areia. Para a caracterização do material

foram realizadas análises granulométricas conjunta (NBR 7181/84) e a massa específica dos

sólidos seguiu a metodologia preconizada pela ABNT(NBR 6508/84). O material suporte

pode ser classificado como areia fina com diâmetro médio de 0,27mm. A curva

granulométrica obtida e outros comentários poderão ser observados no item 7.2 dos

resultados.

154

4.2.5.2. Ensaio de Sedimentação do Efluente dos Reatores

Para a realização dos ensaios a bancada contou com um aparelho de Jar-test e um

turbidímetro. As amostras efluentes foram coletadas nos decantadores, utilizando como

coagulante o cloreto férrico.

Os seguintes procedimentos foram adotados:

1. A amostra foi ensaiada com diferentes concentrações de coagulante: 50mg/l,

100mg/l, 125mg/l, 150mg/l, 175mg/l, 200mg/l e 250mg/l;

2. Tomaram-se as concentrações que apresentaram melhores resultados com relação

a turbidez e realizou novamente os ensaios variando o pH;

3. Determinado qual o valor de pH que apresentou os melhores resultados, repetiu-se

novamente o ensaio verificando a redução da turbidez e a redução dos níveis de

fósforo no efluente.

4.2.5.3. Ensaio de Flotação em Laboratório com o Efluente dos

Reatores

Os ensaios foram realizados em uma célula de flotação semelhante ao que se observa

na figura 4.24 e a metodologia está de acordo com os procedimentos apresentados por Metcalf

e Eddy (1991).

PROVETA GRADUADA

ALIMENTAÇÃO (COMPRESSOR)

ALIMENTAÇÃO (ÁGUA)

CÂMARA PRESSURIZADA

MANÔMETRO

VÁLVULA

AMOSTRA

MANGUEIRA DE LIGAÇÃO

PROVETA GRADUADA

ALIMENTAÇÃO (COMPRESSOR)

ALIMENTAÇÃO (ÁGUA)

CÂMARA PRESSURIZADA

MANÔMETRO

VÁLVULA

AMOSTRA

MANGUEIRA DE LIGAÇÃO

Figura 4.24: Aparato experimental fonte: (Metcalf e Eddy, 1991)

155

Inicialmente foram realizados ensaios a uma pressão de 2,5atm e posteriormente com

uma pressão de 4,0atm. Para cada valor de pressão foram realizados ensaios de turbidez e

sólidos suspensos variando a taxa de recirculação. A tabela 4.2 mostra as taxas de

recirculação adotadas nos ensaios de flotação em laboratório.

Tabela 4.2: Pressões de serviço e taxas de recirculação

Amostra reator 12m Amostra reator 6m Taxas de Recirculação

(Pressão 2,5 atm) Taxas de Recirculação

(Pressão 4,0atm) Taxas de Recirculação

(Pressão 2,5 atm) Taxas de Recirculação

(Pressão 4,0atm) 0,3 0,1 0,3 0,1 0,5 0,2 0,5 0,2 0,7 0,3 0,7 0,3 1,0 0,4 1,0 0,4 1,5 0,5 1,5 0,5 2,0 0,6 2,0 0,6 3,0 0,7 3,0 0,7 4,0 1,5 4,0 1,5 5,0 2,0 5,0 2,0

4.2.5.4. Monitoramento da Concentração de Areia no Interior dos

Reatores

Os ensaios de monitoramento da concentração do meio suporte nos reatores foram

realizados em média duas vezes por mês.

Nos ensaios, foram coletados, em uma proveta graduada e previamente calibrada,

cerca de 1 litro de amostra do tubo interno e externo em três pontos distintos ao longo da

altura dos reatores. O material coletado permanecia durante 1 minuto em repouso e logo após

esse tempo retirava-se o valor do volume decantado. Com o valor do volume decantado foi

possível determinar a concentração de areia utilizando a curva de calibração da proveta que

pode ser observada pelo gráfico da figura 4.25.

156

y = 0,6931x

0

20

40

60

80

100

120

140

0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200

Massa de Areia (g)

Volu

me

ocu

pado

pel

a ar

eia

(ml)

ensaioLinear ( ensaio)

Figura 4.25: Curva de calibração da proveta

4.2.5.5. Monitoramento da espessura do Biofilme.

O método que será apresentado neste item destina-se a quantificar de maneira simples,

embora aproximada, o desenvolvimento do biofilme nos reatores. Esses ensaios foram

realizados esporadicamente durante a etapa 3 de operação.

Rotina do ensaio

Para a realizar o ensaio coleta-se aproximadamente 1 litro de amostra em uma proveta

graduada, previamente calibrada. Logo após deixava-se esta amostra em repouso durante 1

minuto. Anota-se o valor do volume total de amostra coletada (Vtotal) e o volume de areia

decantada (V1).

Essa amostra era então retirada da proveta e filtrada. Determinava-se o peso inicial

drenado (m0) e após essa etapa a amostra era levada até a estufa para secar a 1050C, obtendo-

se o peso inicial seco (m1). Essa amostra era levada até uma mufla a 5500Ce anotava-se o

valor do peso de areia seca (m2).

Cálculos

Com o peso de areia seca retorna-se a curva de calibração da figura 4.25 e obtém-se o

volume de areia seca (V2).

O volume aproximado do biofilme (Vbf) pode ser calculado pela equação 4.16.

157

2Total

1bf V

V1000V=V −

× (4.16)

sendo: V1 = Volume de areia inicialmente decantada;

Vtotal = Volume total de amostra (areia + líqüido);

V2 = Volume de areia seca. (mufla 5500C).

A espessura do biofilme, suposta uniforme sobre toda a área superficial, pode ser

calculada pela equação 4.17.

sup

bf

AV=σ (4.17)

sendo Asup = área superficial do meio suporte, calculada por 4.18.

A área superficial do meio suporte é calculada supondo partículas esféricas com

diâmetro médio dp:

2psup dn=A π (4.18)

Em que o número de partículas n é calculado por:

( )3p

s2

2/d34

/mpartículaumadeVolume

SólidosdeVolumenπ

ρ== (4.19)

sendo: m2 = massa seca (mufla 5500C;

ρs = massa específica dos sólidos da partícula suporte.

158

A massa específica seca do biofime (ρbd ) pode ser determinada pela equação 4.20.

bf

21bd V

mm= −ρ (4.20)

sendo: m1 = massa inicial seco ( estufa 1050C).

A massa específica da biopartícula (ρbp) é dada pelo desenvolvimento a seguir.

bfs

w,bfs

Leito

Leitobp VV

mmVm

++

==ρ (4.21)

Em que a massa do biofilme úmido (mbf,w) é calculada por:

bfL21biofilme,águabfw,bf V)mm(mmm ρ+−=+= (4.22)

A equação 4.22 incorpora uma simplificação ao desprezar o volume ocupado pela

matéria sólida da biomassa. Usando 4.22 em 4.21 vem:

Lbfs2

bfL21bp /V/m

Vmmρ+ρ

ρ+−=ρ (4.23)

159

5. Resultados da Caracterização Hidrodinâmica

5.1. Expansão do Leito

Este item apresenta os resultados dos ensaios com piezômetros realizados nos reatores

R12 e R6, conforme itens 4.2.2.2 e 4.2.2.3 da metodologia.

Inicialmente apresentam-se as figuras 5.1 e 5.2, com dados da expansão em

centímetros, observada em função da velocidade superficial do ar, para ilustrar o

comportamento dos dados brutos observados.

Todos os pontos referem-se, quando não se informa em contrário, a medições no tubo

interno. As linhas unem os pontos apenas para auxiliar a visualização, não representando

ajuste de equação.

0

10

20

30

40

50

60

0 0,01 0,02 0,03 0,04 0,05 0,06 0,07

Velocidade Superficial do Ar - Qar/Área do tubo (m/s)

Exp

ansã

o ( c

m )

10,3m9,3m8,3m6,3m

Figura 5.1: Expansão total observada no reator R12 com água limpa

Observa-se que, nos dois reatores, a expansão cresce em cada ponto com o aumento da

velocidade superficial do ar e que, quanto mais distante da base se encontra o ponto, menor o

valor da expansão registrada.

Na figura 5.1 observa-se uma tendência à mudança da declividade das curvas para

velocidades superficiais baixas, menores que 0,018m/s (2000 l/h). Esse comportamento é

melhor identificado na curva do piezômetro a 8,3m de altura onde se percebe que, para baixas

160

vazões, a curva tem maior inclinação, diminuindo gradativamente à medida que aumenta a

vazão de ar. Acima de 2000 l/h pode-se observar comportamento de expansão linear na

maioria das curvas. Entretanto, a curva do ponto mais alto, 10,3m, parece indicar uma

tendência para atingir um patamar a partir do qual os aumentos de vazão produzem pouco

aumento da expansão.

0

5

10

15

20

25

30

0 0,01 0,02 0,03 0,04 0,05 0,06 0,07

Velocidade Superficial do Ar - Qar/Área do tubo (m/s)

Exp

ansã

o ( c

m )

4,0m3,0m2,0m1,0mE 1,0mE 0,4m

Figura 5.2: Expansão total observada no reator R6 com água limpa

As curvas da figura 5.2 referem-se ao reator R6 e revelam um aspecto mais

homogêneo, devido à menor altura total da coluna aerada. Possivelmente, a extrapolação das

velocidades superficiais para valores menores mostraria a mesma tendência observada na

figura 5.1. A menor altura da coluna explica também a não ocorrência do patamar em que a

expansão passa a variar pouco com o acréscimo da vazão de ar, o que poderá ocorrer em

velocidades superficiais maiores que as ensaiadas.

A figura 5.2 permite verificar ainda que o tubo externo apresenta uma expansão bem

menor, o que pode ser comprovado pela visualização das curvas de 1,0m e de E1,0m, sendo

esta última medida na mesma altura da primeira mas no tubo externo.

O efeito da adição de areia sobre o funcionamento do leito fluidizado e sua relação

com as velocidades superficiais de ar utilizadas foi investigado com a repetição dos ensaios

com várias concentrações, atingindo até 150g/l. Os ensaios com 75g/l e 100g/l não

apresentaram dados consistentes, não sendo incluídos nesta análise.

O comportamento da expansão total com o acréscimo de areia ao leito obedece a um

padrão geral exemplificado na figura 5.3. A figura 5.4 contém os mesmos dados, rearranjados

para evidenciar a diminuição da expansão que ocorre numa dada vazão de ar, com o

acréscimo da concentração de areia.

161

0

5

10

15

20

25

30

35

40

0 0,01 0,02 0,03 0,04 0,05 0,06 0,07 0,08

Velocidade Superficial do Ar - Qar/Área do tubo (m/s)

Exp

ansã

o ( c

m )

0 g/l (água limpa)25 g/l50 g/l125 g/l150 g/l

Figura 5.3: Comportamento da expansão em função da vazão de ar para várias quantidades de areia no

reator R12

0

5

10

15

20

25

30

35

0 20 40 60 80 100 120 140 160

Concentração de Areia ( g/l )

Exp

ansã

o ( c

m )

1000 l/h2000 l/h3000 l/h4000 l/h5000 l/h6000 l/h

Figura 5.4: Variação da expansão com a variação da quantidade de areia no reator R12, para várias

vazões de operação

Resultados como os da figura 5.4 são importantes para controle operacional do reator,

tendo em vista que permitem detectar facilmente variações inesperadas na quantidade de meio

suporte em suspensão. Essas variações podem ocorrer por dificuldades na ressuspensão das

partículas de areia, que sedimentam após interrupções na injeção de ar ou mesmo, no caso de

colunas com alta concentração de areia, em decorrência de instabilidades no leito, causando a

sedimentação de parte do meio suporte.

Outra característica importante surge quando se observa que as curvas obtidas para

cada vazão, na figura 5.4, são praticamente paralelas. Isto permite prever o padrão de

expansão esperado de um determinado reator com apenas uma vazão de ar, adicionando-se

progressivamente areia num ensaio bastante simples. As demais curvas seriam extrapoladas a

partir da expansão com várias velocidades superficiais medida apenas com água limpa, como

no ensaio que produziu os resultados da figura 5.1.

162

A figura 5.5 é equivalente à figura 5.3, tendo sido obtida com dados do reator R6.

0

5

10

15

20

25

30

0 0,01 0,02 0,03 0,04 0,05 0,06 0,07Velociadade Superficial do Ar - Qar/Área do tubo (m/s)

Expa

nsão

( cm

)

0 g/l (água limpa)25 g/l50 g/l75 g/l100 g/l125 g/l150 g/l

Figura 5.5: Comportamento da expansão em função da vazão de ar para várias quantidades de areia no

reator R6

Verifica-se o mesmo padrão discutido nos parágrafos anteriores, com curvas

essencialmente paralelas e, nesse caso, mais retilíneas devido à menor altura do reator. Os

dados referem-se a expansões totais médias no tubo interno obtidas à altura de 1,0m acima da

base.

A figura 5.6 apresenta informação equivalente à da figura 5.4, tendo a vazão de ar

como parâmetro e a concentração de areia como variável independente.

Observa-se que os resultados foram equivalentes aos obtidos para a altura de 12m.

0

5

10

15

20

25

30

0 20 40 60 80 100 120 140 160

Concentração de Areia (g/l )

Exp

ansã

o ( c

m )

2000 l/h3000 l/h4000 l/h5000 l/h6000 l/h7000 l/h

Figura 5.6: Variação da expansão com a variação da quantidade de areia no reator R6, para várias vazões

de operação

163

5.2. Capacidade de Suspensão do Meio Suporte

A capacidade do leito fluidizado de manter em suspensão homogênea a areia do meio

suporte foi avaliada por meio de uma série de ensaios com água. Os dados a serem discutidos

foram obtidos no reator R12.

Partindo do reator sem areia, foram adicionadas quantidades de areia calculadas para

obter as concentrações de 50g/l, 75g/l, 100g/l e 125g/l.

As medições de concentração foram realizadas por meio da coleta de volumes

variáveis de água, nos pontos identificados como E2, E7, I3, I6 e I10 no esquema do reator

apresentado na figura 4.21 do item 4.2.2.2. Os pontos correspondem às alturas de 0,4m, 1,4m,

3,0m, 6,3m e 9,3m, segundo a ordem de coleta referida acima. Assim, tem-se pontos

distribuídos ao longo da altura do reator, de forma a verificar a uniformidade da distribuição e

as características de suspensão de areia do reator.

Os resultados referentes à concentração de 50g/l são apresentados na figura 5.7.

0,1

1

10

100

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

Altura dos pontos de Coleta (m)

Con

cent

raçã

o de

Are

ia (

g/l )

1000l/h2000l/h3000l/h4000l/h5000l/h

Figura 5.7: Concentração de areia ao longo da altura do reator R12, observada com vazões de ar entre

1.000 l/h e 5.000 l/h

Concluiu-se que nesse primeiro ensaio houve uma sedimentação praticamente total do

meio, embora as vazões mais baixas indiquem leituras significativas, ao contrário do que seria

esperado. Esse comportamento pode ser explicado pela ordem de execução das leituras. A

areia foi colocada no reator operando com vazão de ar de 1.000 l/h, portanto a mais baixa, e a

vazão foi aumentada gradualmente com o decorrer do ensaio. As partículas foram

sedimentando continuamente, de forma que as duas primeiras leituras ainda encontraram as

partículas suspensas no reator.

164

Como ocorreu uma sedimentação gradual das partículas, a indicação visual do topo do

reator apontava para um funcionamento normal e o ensaio teve continuidade. Imaginava-se

que o aumento da vazão do ar para valores próximos a 4.000 l/h seria suficiente para

ressuspender a areia, visto que vazões dessa ordem tinham se mostrado capazes de manter a

areia em suspensão em testes anteriores. Entretanto isso não ocorreu, conforme pode ser

verificado pelos baixos valores apresentados na figura 5.7.

A análise desses resultados forneceu os primeiros indícios de que, uma vez

sedimentada a areia, são requeridas vazões muito mais altas para a ressuspensão do que as

necessárias para manter o meio suspenso. Esse comportamento indica também que se forma,

após ocorrer a primeira sedimentação, um volume morto de areia no fundo do reator que não

volta mais a participar da circulação.

O ensaio seguinte foi realizado com 75g/l e, por obedecer à mesma seqüência do

anterior, apresentou também resultados inconsistentes, conforme pode ser verificado pela

figura 5.8.

0,1

1

10

100

1000

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10Altura dos Pontos de Coleta ( m )

Con

cent

raçã

o de

Are

ia (g

/l) 1000l/h

3000l/h

5000l/h

7000l/h

Figura 5.8: Concentração de areia ao longo da altura do reator R12, observada com vazões de ar entre

1.000 l/h e 7.000 l/h

Observa-se que nem com vazões de ar de 7.000 l/h foi possível observar areia em

quantidades significativas ao longo do reator. Do ponto de vista de modelagem matemática,

pode-se dizer então que o processo de suspensão da areia em função da vazão apresenta uma

alta histerese. Uma vez instabilizado o leito e iniciado o processo de sedimentação não é fácil

interromper o processo com pequenos aumentos de vazão.

As características que induzem esse tipo de comportamento estão ligadas ao desenho

do fundo do reator e à geometria e área da passagem inferior entre o tubo externo e interno.

Uma das soluções mais diretas para atenuar o problema da ressuspensão observado seria

diminuir a área da passagem inferior de recirculação. Essa solução não pode ser adotada

165

porque o fundo do reator não é desmontável e o tubo interno tornou-se fixo devido à

existência das tomadas de pressão e de coleta de material do tubo interno.

Num modelo em escala real ou outros projetos pilotos, deve ser prevista, portanto, a

possibilidade de variar a área da passagem inferior para otimizar, experimentalmente se

necessário, o comportamento hidráulico de suspensão do meio suporte. Outra solução que

merece ser estudada consiste na adoção de meios auxiliares para promover a suspensão,

como, por exemplo, bocais com jatos de água produzidos por bombas centrífugas agindo para

fluidizar a massa sedimentada, ou ainda injetores secundários de ar apenas para essa função.

No estudo qualitativo dessa questão nos modelos reduzidos, observou-se que existem

duas tendências de certa forma antagônicas, pois a diminuição da área da passagem inferior

diminui a tendência de formação do volume morto, ao passo que as maiores alturas facilitam a

fluidização após parada completa. Assim, menores aberturas de circulação seriam mais

eficientes para proporcionar a recuperação de curtas instabilidades do leito, ao passo que

grandes aberturas são necessárias para o início da fluidização após paradas completas de

maior duração.

Para evitar a sedimentação, as concentrações de 100g/l e 125g/l foram ensaiadas

partindo das vazões de ar mais altas para as mais baixas. As menores vazões de ar utilizadas

foram limitadas a 4.000 l/h, visando não instabilizar o escoamento.

Com essas precauções foram determinadas as concentrações em função da vazão de ar

apresentadas na figura 5.9, para uma concentração nominal esperada de 100g/l.

40

50

60

70

80

90

100

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10Altura dos Pontos de Coleta (m)

Con

cent

raçã

o de

Are

ia (

g/l )

4000l/h5000l/h6000l/h7000l/h8000l/h

Figura 5.9: Concentração de areia ao longo da altura do reator R12 em função das vazões de ar, para

concentração nominal esperada de 100g/l

166

Observa-se na figura 5.9 um comportamento mais homogêneo e próximo do esperado,

tendo em vista a existência do volume morto no fundo do reator. As concentrações médias

observadas situaram-se ao redor de 60% do valor nominal.

Uma análise da figura 5.9 revela uma distribuição bastante variável para 7.000 l/h e

para 4.000 l/h. Considerando que o ensaio iniciou-se com 8.000 l/h, é preocupante verificar

uma diminuição da uniformidade na curva de 7.000 l/h, seguido do aumento da concentração

nos pontos baixos do reator ocorrido nas duas leituras seguintes, de 6000 e 5000 l/h. A

distribuição resultante da última leitura (4.000 l/h), com a vazão mais baixa, apresentou

novamente muita oscilação indicando talvez um processo de instabilização do leito.

Para verificar quantitativamente a capacidade de manutenção do leito com vazões da

ordem de 4.000 l/h já observada qualitativamente anteriormente, o reator foi deixado em

funcionamento por um dia antes de proceder ao ensaio com 125g/l de areia.

Após um dia operando a 4.000 l/h, e verificando-se visualmente a existência da

suspensão normal do meio, foi adicionada areia até a concentração nominal de 125g/l para a

continuação do experimento. Antes, porém, a vazão foi aumentada para 8.000 l/h. Os

resultados obtidos são apresentados na figura 5.10, e evidenciam um funcionamento normal

do leito quanto à suspensão, novamente sustentando a hipótese da formação do volume morto

no fundo do reator.

60

70

80

90

100

110

0 2 4 6 8 10

Altura dos Pontos de Coleta (m)

Con

cent

raçã

o de

Are

ia (

g/l )

4000l/h5000l/h6000l/h7000l/h8000l/h

Figura 5.10: Concentração de areia ao longo da altura do reator, observada com vazões

de ar entre 4.000 l/h e 8.000 l/h, para concentração nominal esperada de 125g/l

A repetição do padrão como observado na figura 5.9, com as curvas alternando

concentrações acima e abaixo do valor médio, indica a presença de variações das

concentrações instantâneas ao longo da altura. Isso configura um escoamento que, embora

167

estável com relação à suspensão das partículas, apresenta um padrão de variações lentas e

cíclicas em torno da média.

A metodologia para a determinação das concentrações analisadas neste item foi o

método gravimétrico usual para determinação de sólidos. Embora adequado à sua finalidade,

o método revelou-se muito laborioso para o estudo do comportamento hidráulico do leito, no

qual muitas vezes é necessária uma avaliação em tempo real, mesmo que menos precisa, para

embasar a condução dos experimentos. Com essas necessidades em mente foi desenvolvido o

método de medição relatado no item 4.2.5.4, baseado na avaliação por meio do volume

sedimentado.

A discussão a seguir apresenta os resultados da utilização do método citado para a

avaliação da massa do volume morto de areia e seu comportamento em relação às demais

variáveis hidráulicas.

Inicialmente foi efetuada a calibração da proveta para determinar a relação entre massa

e volume sedimentado, nas condições de realização da amostragem. A figura 5.11 apresenta

os resultados obtidos.

y = 0,6931x

0

20

40

60

80

100

120

140

0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200

Massa de Areia (g)

Vol

ume

ocup

ado

pela

are

ia (m

l)

ensaioajuste

Figura 5.11: Curva de calibração da proveta para determinação da massa de areia

em função do volume sedimentado

Os novos ensaios realizados para verificação da estabilidade da suspensão de areia no

leito e para determinação do volume morto seguiram aproximadamente o mesmo protocolo do

ensaio anterior já descrito. Com o retorno imediato proporcionado pelo método de leitura, o

número de amostras em cada ensaio foi variável. As vazões de ar utilizadas foram 8000 l/h,

6000 l/h, 4000 l/h e 2000 l/h. As concentrações utilizadas foram de 50g/l, 70g/l, 90g/l, 110g/l,

150g/l e 200g/l.

168

No total foram realizadas 40 leituras, melhor descritas pela leitura da Tabela A-1 no

anexo A, que registra os resultados de todas as determinações realizadas no ensaio. Os

resultados são condensados no gráfico apresentado na figura 5.12.

0

20

40

60

80

100

120

140

160

0 50 100 150 200 250

Concentração Nominal de Areia ( g/l )

Con

cent

raçã

o re

al d

e A

reia

( g/

l ) 8000 l/h6000 l/h4000 l/h2000 l/hlinha ideal

Figura 5.12: Relação entre a areia colocada no reator R12 (concentração nominal) e a concentração média

em suspensão observada para vazões de 2000 a 6000 l/h

O resultado exposto na figura 5.12 permite, em primeiro lugar, quantificar o volume

morto decorrente da geometria e demais condições construtivas do reator, proporcionando um

guia para interpretar os resultados durante a fase de operação. Dessa forma será possível

inferir a ocorrência de carreamento das partículas suporte quando a diferença entre as

concentrações nominal e observada exceder os valores indicados pela figura 5.12.

Outro aspecto que merece realce é o fato de que o volume morto não é constante,

situação que seria denotada pela obtenção de retas paralelas à ideal, com inclinação de 45

graus. Ao invés desse comportamento, o que se observa são retas de menor inclinação,

indicando que a quantidade de massa capturada pelas regiões estagnadas do escoamento

cresce com a concentração de areia. Isso indica que diminui a capacidade para carrear mais

material à medida que aumenta a concentração de areia no escoamento.

Finalizando a análise destes resultados tem-se o caso da vazão de 2000 l/h, em que é

claramente perceptível o fenômeno da instabilidade do leito fluidizado. O padrão de

recirculação estabelecido no reator vinha sendo capaz de manter em suspensão, sem

problemas, concentrações reais médias de até 95g/l, quando a adição de mais areia

instabilizou o leito. A partir daí o reator somente conseguiu a suspensão de 20,7g/l.

169

5.3. Velocidades de circulação induzidas

5.3.1. Influência do diâmetro do reator sobre as velocidades induzidas

A figura 5.13 apresenta as velocidades induzidas no tubo interno do R6 em função da

vazão de ar, para os dois diâmetros de tubo interno investigados no trabalho.

0,00

0,20

0,40

0,60

0,80

1,00

1,20

1,40

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000Vazão de ar (l/h)

Vel

ocid

ade

Asc

ende

nte

( m/s

) 250-100

250-200

Figura 5.13: Efeito do diâmetro interno sobre as velocidades de circulação induzidas pelo ar

A figura 5.13 mostra que a redução do diâmetro do tubo interno permite obter

velocidades ascendentes maiores com uma dada vazão de ar.

Para analisar o efeito das diferentes relações entre áreas de subida e descida, os valores

de velocidade de subida da figura 5.13 foram colocados em função da velocidade superficial

do ar, juntamente com os dados de modelo com as configurações 200-100 e 200-150 obtidos

por Ruggeri (2002).

0,00

0,20

0,40

0,60

0,80

1,00

1,20

1,40

0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12

Velocidade Superficial do Ar - Qar/ Área do tubo ( m/s )

Vel

ocid

ade

de s

ubid

a da

Águ

a (m

/s)

250-100200-100200-150250-200

Figura 5.14: Velocidades de circulação induzidas em função da velocidade superficial do ar injetado, para

várias configurações de reatores

170

No gráfico da figura 5.14 verifica-se que as velocidades de subida obtidas no tubo

interno do reator ensaiado, na configuração 250-100, são bastante próximas às do modelo de

laboratório na configuração 200-100, embora as relações entre áreas externa e interna sejam

bem diferentes: rA = 5,25 no caso atual e rA = 3 no modelo de Ruggeri.

Uma explicação para essa observação surge com a suposição de que, para ambas as

configurações geométricas em questão, as perdas de carga no tubo de descida são de pouca

significância em relação às perdas totais. Portanto, os resultados sugerem que, a partir de um

certo valor limite para a relação entre áreas, as baixas velocidades resultantes no tubo de

descida deixam de ser um parâmetro significativo na determinação das vazões de circulação.

Na configuração 250-200 as velocidades induzidas são menores para uma dada

velocidade superficial. Este comportamento sugere que as maiores velocidades na descida

resultante da menor área disponível acarretam maiores perdas de carga. Entretanto, esse efeito

não é linear, pois a configuração 200-150, com a relação entre área externa e interna rA = 0,78

apresentou menores velocidades que a configuração 250-200, com rA = 0,56.

171

6. Resultados da Transferência de Oxigênio

6.1. Coeficiente Global de Transferência de Oxigênio KLa

Para a discussão a ser realizada neste item, foram utilizados dados de todos os ensaios

realizados nos reatores nas diversas etapas descritas no item 4.1, o que inclui resultados já

apresentados em trabalhos anteriores (Gebara et al, 1999, 2001, 2002; Dall’Aglio Sobrinho et

al, 2001), os quais foram calculados com ajuste das curvas linearizadas por logaritmos. Para

uniformizar os critérios de cálculo, todos os dados foram submetidos novamente ao ajuste não

linear com o programa citado no item 4.2.1.2 da metodologia.

As tabelas A-2 e A-3 do anexo A apresentam os resultados do ajuste realizado, ou

seja, valores de KLa, Cs ( concentração de saturação) e desvio padrão do ajuste de KLa para os

reatores de 12m e 6m, respectivamente. Posteriormente determinou-se KLa20, ou seja,

determinou-se KLa a 200C de temperatura.

A tabela A-2 contém resultados dos cálculos efetuados com 31 ensaios de aeração

realizados no R12 cujos dados foram julgados aceitáveis na avaliação visual da curva de

evolução do OD em função do tempo. A Série 01 possui 17 dados obtidos com injetor

construído com 2 e 4 pedras porosas de vidro sinterizado. A Série 02 possui 11 dados e foi

obtida de ensaios realizados para caracterizar os injetores de PVC perfurado que substituíram

o material poroso sinterizado. Além de ensaios com água limpa a série engloba resultados

com 3 concentrações de meio suporte (areia): 50g/l, 100g/l e 150g/l. A Série 03 foi obtida

com água limpa e abrange apenas a faixa de vazões mais altas de ar que foram utilizadas no

tratamento.

A tabela A-3 contém os resultados de 38 ensaios de aeração realizados no R6

distribuídos em 5 séries. A Série 01 possui 4 dados e foi obtida com injetor construído com

pedras porosas de vidro sinterizado. A Série 02 possui 14 dados e foi obtida, assim como nos

ensaios da tabela 01, com injetores de PVC perfurado. Além de ensaios com água limpa a

série engloba resultados com 3 concentrações de areia: 50g/l, 100g/l e 150g/l. A Série 03 foi

obtida com água limpa e abrange apenas a faixa de vazões mais altas de ar. A Série 04, com

11 ensaios, e a Série 05, com 6 ensaios válidos, foram obtidas com injetores de PVC e dois

172

diferentes diâmetros de tubo interno, a saber, 200mm e 100mm. Para diferenciar essas

configurações geométricas são utilizadas as denominações 250-200 e 250-100, cujos números

referem-se aos diâmetros externo e interno em milímetros.

6.2. Efeito da altura do reator

Os dados das tabelas A-2 e A-3 são melhores visualizados pelos gráficos das figuras

6.1 a 6.6. A figura 6.1 apresenta os valores de KLa20 do R12 obtidos com água limpa e os 3

tipos de injetores utilizados. Verifica-se que os resultados ajustam-se bem a uma única curva

de tendência linear, independentemente do tipo de injetor utilizado.

0,0000,0020,0040,0060,0080,0100,0120,0140,0160,018

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000

Vazão de ar ( l/h )

KLa

20 (

1/s

)

2 Injetores4 InjetoresPVC

Figura 6.1: KLa20 do R12 em função da vazão de ar injetada e do tipo de injetor

A equação de ajuste linear por mínimos quadrados para o KLa em água limpa do R12 é

KLa (1/s) = 2,37E-06 x Qar (l/h) com coeficiente de correlação R2 = 0,93.

Os valores de KLa calculados para o R6 com a configuração 250-200 são apresentados

na figura 6.2.

173

0,000

0,002

0,004

0,006

0,008

0,010

0,012

0,014

0,016

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000Vazão de ar ( l/h )

KLa

20 (

1/s

)

Figura 6.2: KLa20 do R6, configuração 250-200 em função da vazão de ar injetada

Os dados referem-se apenas ao tubo interno com 200mm de diâmetro e, apesar de uma

dispersão maior do que obtida no R12, apresentam visivelmente uma tendência linear de

crescimento, sem a presença de patamares de estabilização nas maiores vazões. A equação de

ajuste linear por mínimos quadrados para o KLa em água limpa do R6 é KLa (1/s) = 2,39E-06

Qar (l/h) com coeficiente de correlação R2 = 0,90.

A figura 6.3 apresenta simultaneamente os resultados dos dois reatores, o que permite

inferir o pequeno efeito da variável altura sobre o coeficiente global de transferência de

oxigênio, KLa, tendo em vista a dispersão dos resultados.

0,0000,002

0,0040,0060,0080,010

0,0120,014

0,0160,018

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000Vazão de ar ( l/h )

K La 2

0 ( 1

/ s )

R12

R6

Figura 6.3: KLa20 dos reatores R12 e R6 em função da vazão de ar injetada

Os dados da figura 6.3 incluem tanto os injetores formados por 2 e 4 pedras porosas de

vidro sinterizado quanto os de PVC perfurado. Como as diferenças entre os valores de KLa20

obtidos nos reatores de 12m e 6m não são significativas quando comparadas à dispersão dos

resultados, o ajuste por regressão linear de todos os dados forneceu um coeficiente de

174

correlação R2 = 0,90. A relação entre KLa e vazão de ar (Qar) para os dois reatores é dada por:

KLa (1/s) = 2,34 x 10-6 Qar ( l/h)

Com os valores do coeficiente global de transferência de oxigênio podem ser

calculados os fluxos de massa transferidos para o meio, conforme exposto no item 4.2.1.3. As

taxas de transferência de oxigênio calculadas para os dois reatores com os dados da figura 6.3

são apresentadas na figura 6.4.

0

20

40

60

80

100

120

140

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000

Vazão de ar ( l/h )

SO

TR (m

g/s)

R12m y = 0,0181xR2 = 0,89

R6m y = 0,007xR2 = 0,74

Figura 6.4: Taxa padrão de transferência de oxigênio (SOTR) em função

da vazão de ar para os dois reatores

Como os valores de KLa são aproximadamente constantes e linearmente crescentes

com a vazão de ar, o comportamento linear se transfere para os fluxos de massa transferidos,

conforme se observa na figura 6.4. Entretanto, como o volume de reação no R12 é maior, a

inclinação das retas ajustadas na figura 6.4 reflete esse comportamento. A relação entre os

volumes de reação é 295/589 = 0,50, ou seja, o R6 tem metade do volume de reação. A razão

entre as inclinações das duas retas ajustadas é 0,007/0,0181 = 0,39, ou seja, apesar de possuir

50% do volume, o R6 transfere em média apenas 39% do oxigênio transferido pelo R12, em

uma dada vazão de ar. Portanto, esses dados indicam um ganho na capacidade de

transferência de oxigênio maior que o aumento de volume ao mudar a altura de 6 para 12m.

Do ponto de vista econômico a transferência maior de oxigênio não implica

necessariamente no menor custo por unidade de massa de oxigênio transferido. Essa análise é

proporcionada pela taxa de transferência de oxigênio por unidade de potência do sistema de

aeração (SAE). A figura 6.5 apresenta esse resultado para os dados dos dois reatores em

análise.

175

0,00

0,20

0,40

0,60

0,80

1,00

1,20

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000

Vazão de ar ( l/h )

( mg/

s.W

)R12m

R6m

Figura 6.5: Taxa de transferência de oxigênio por Watt consumido (SAE), em função

da vazão de ar injetado, para as duas alturas de reator utilizadas

A figura 6.5 mostra que o aumento nas taxas de transferência verificado no R12 deu-se

à custa de maior pressão de injeção de ar, consumindo maior potência. Com isso as taxas por

unidade de potência nos dois reatores revelaram-se praticamente equivalentes.

A figura 6.6 apresenta os dados de SOTE, a fração do oxigênio disponível que é

transferida para o meio líquido.

0,00

0,20

0,40

0,60

0,80

1,00

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000

Vazão de ar ( l/h )

( mg

/ mg

)

R12m

R6m

Figura 6.6: Proporção transferida ao meio do oxigênio disponível no ar injetado

Pode-se notar que o R12 apresenta valores superiores do índice SOTE. Devido ao

maior tempo de contato, o reator de maior altura transfere uma proporção maior do oxigênio

disponível nas bolhas de ar. Os valores médios do índice SOTE são de 0,10 e 0,24 para os

reatores de 6m e 12m, respectivamente.

176

6.3. Influência da concentração de areia

O efeito de diferentes concentrações de areia sobre o coeficiente global de

transferência de oxigênio (KLa) foi avaliado pela segunda série de ensaios, cujos resultados

são apresentados nas tabelas A-2 e A-3. A figura 6.7 apresenta os resultados para o R12.

0,00

0,01

0,02

0,03

0,04

0,05

0,06

0,07

0,08

0,09

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000Vazão ( l/h )

KLa

20 (

1/s

)

0 g/l (água limpa)50 g/l100 g/l150 g/l

Figura 6.7: Efeito da concentração de meio suporte sobre o coeficiente global de transferência de oxigênio

(KLa) do R12

O efeito sobre a taxa de transferência de oxigênio é mostrado na figura 6.8, que

contém a taxa de transferência padrão (SOTR) em função da vazão de ar para água limpa e

concentrações de areia de 50g/l, 100g/l e 150g/l.

050

100150200250300350400450500

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000

Vazão de ar (l/h)

( mg/

s )

0 g/l (água limpa)50 g/l100 g/l150 g/l

Figura 6.8: Efeito da concentração de areia sobre a taxa padrão de

transferência de oxigênio (SOTR) no R12

A figura 6.8 indica um aumento considerável na taxa de oxigênio transferido por

unidade de tempo quando é adicionada a fase sólida no reator. Por exemplo, para 4000 l/h de

177

ar a taxa que com água limpa foi de aproximadamente 70mg/s praticamente triplicou,

atingindo cerca de 210mg/s com 100g/l e 150g/l de areia. Possivelmente o aumento deve-se à

diminuição do tamanho das bolhas causado pela presença das partículas sólidas, acarretando

um aumento na área superficial de contato entre as fases gasosa e líquida.

A figura 6.9 apresenta o índice SAE calculado para o R12 com meio trifásico. Como o

aumento nas taxas transferidas na presença de areia é conseguido com as mesmas potências

de injeção requeridas pela água limpa, pode-se verificar que o índice SAE também foi

bastante melhorado em relação ao conseguido com água limpa, apresentado na figura 6.5.

0,0

0,5

1,0

1,5

2,0

2,5

3,0

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000

Vazão de ar ( l/h )

( mg/

s.W

)

0 g/l (água limpa)50 g/l100 g/l150 g/l

Figura 6.9: Efeito da concentração de meio suporte sobre a taxa de transferência

de oxigênio por Watt consumida (SAE) no R12

A fração de oxigênio transferida em relação ao total disponível no ar é apresentada na

figura 6.10 para o R12.

0,00

0,20

0,40

0,60

0,80

1,00

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000

Vazão de ar ( l/h )

( mg

/ mg

)

0 g/l (água limpa)50 g/l100 g/l150 g/l

Figura 6.10: Efeito da adição de areia sobre a fração do oxigênio disponível

que é transferida pelo ar ao meio (SOTE) no R12

178

As figuras 6.11, 6.12, 6.13 e 6.14 apresentam, para o R6, a mesma informação contida

nos gráficos das figuras 6.7 a 6.10.

0,00

0,01

0,02

0,03

0,04

0,05

0,06

0,07

0,08

0,09

500 1500 2500 3500 4500 5500 6500Vazão ( l/h )

KLa

20 (

1/s

)

0 g/l (água limpa)50 g/l100 g/l150 g/l

Figura 6.11: Efeito da concentração de meio suporte sobre o coeficiente global de transferência de

oxigênio (KLa) do R6

0

50

100

150

200

250

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000

Vazão de ar (l/h)

( mg/

s )

0 g/l (água limpa)50 g/l100 g/l150 g/l

Figura 6.12: Efeito da concentração de areia sobre a taxa padrão de

transferência de oxigênio (SOTR) no R6

0,0

0,5

1,0

1,5

2,0

2,5

3,0

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000

Vazão de ar ( l/h )

( mg/

s.W

)

0 g/l (água limpa)50 g/l100 g/l150 g/l

Figura 6.13: Efeito da concentração de meio suporte sobre a taxa de transferência de oxigênio por Watt

consumido (SAE) no R6

179

0,00

0,20

0,40

0,60

0,80

1,00

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000

Vazão de ar ( l/h )

( mg

/ mg

)0g/l (água limpa)50 g/l100 g/l150 g/l

Figura 6.14: Efeito da adição de areia sobre a fração do oxigênio disponível que é transferida pelo ar ao

meio (SOTE) no R6

A mesma avaliação sobre o efeito da altura na taxa padrão de transferência de

oxigênio efetuada com os dados da figura 6.4 obtidos em água limpa pode ser repetida para os

reatores com adição de areia. Para isso, os dados das figuras 6.8 e 6.12 foram reunidos na

figura 6.15 que apresenta as taxas padrão de transferência de oxigênio de todas as

concentrações ensaiadas em cada altura agrupadas numa única série.

0

50

100

150

200

250

300

350

400

450

500

1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000

Vazão de ar ( l/h )

SO

TR (m

g/s)

R 12m y = 0,0655xR2 = 0,84

R 6m y = 0,0195xR2 = 0,45

Figura 6.15: Taxa padrão de transferência de oxigênio (SOTR) em função da vazão de ar para os dois

reatores com adição de areia (meio trifásico).

Como o efeito da variação da concentração de areia em cada altura não é tão

pronunciado quanto as diferenças entre as duas alturas, foram ajustadas as retas da figura

6.15, traçadas apenas para possibilitar uma comparação numérica entre as taxas das duas

alturas. Verifica-se que a relação entre os coeficientes angulares das duas retas é de

0,0665/0,0195 = 3,36. Como o R12 tem cerca de duas vezes o volume do R6, verifica-se,

como já registrado nos ensaios com água limpa, que a taxa de oxigênio transferida por

unidade de volume no R12 é superior. Entretanto, no meio trifásico a relação foi ainda maior

180

que no bifásico, passando de 2,59 (0,0181/0,007) para 3,36. Em outras palavras, o R12

transfere cerca de 260% do fluxo de massa por unidade de volume transferido pelo R6 em

meio bifásico. Com adição de areia, a diferença cresce para cerca de 330%.

6.4. Influência do diâmetro do tubo interno do reator

Para analisar o efeito da redução do tubo interno sobre a transferência de oxigênio

(KLa), foram utilizados os dados das séries 4 e 5 do R6, retirados da tabela A-3 do anexo A. A

figura 6.16 apresenta os resultados para o coeficiente global de transferência de oxigênio (

KLa).

0,001

0,003

0,005

0,007

0,009

0,011

0,013

0,015

0,017

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000

Vazãode ar ( l/h )

KLa

20 (1

/s)

250-100250-200

Figura 6.16.- Resultado do ensaio de KLa realizado no R6 com as

configurações 250-100 e 250-200.

Nota-se na figura 6.16, que os valores do KLa obtidos com uma dada vazão de ar são

ligeiramente menores no reator com tubo interno de 100mm (configuração 250-100) do que

os obtidos com o tubo interno maior (configuração 250-200). Tendo em vista a grande

diminuição na área do tubo interno, acarretando menor tempo de contato com as bolhas, pode-

se considerar que a redução verificada no KLa não é significativa. Este é um resultado

interessante do ponto de vista de projeto hidráulico dos reatores, porque indica que com a

redução do diâmetro interno é possível utilizar menores vazões de ar, evitando o risco de

sedimentação dos sólidos, e sem alterar significativamente as taxas de transferência de

oxigênio.

A figura 6.17 apresenta a taxa padrão de transferência de oxigênio (SOTR) calculada a

partir dos resultados apresentados na figura 6.16.

181

4

9

14

19

24

29

34

39

44

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000

Vazão de ar ( l/h )

SO

TR (m

g/s)

250-100

250-200

Figura 6.17: Taxa padrão de transferência de oxigênio em função da vazão de ar para as configurações

250-200 e 250-100

A figura 6.17 permite concluir que, com a dispersão observada nos experimentos

realizados, os dois diâmetros de tubo interno proporcionam fluxos de massa equivalentes para

uma dada vazão, podendo ser adotado um crescimento linear com a vazão de ar injetado.

A eficiência padrão de aeração das duas configurações é apresentada na figura 6.18,

podendo-se verificar que, com a dispersão de resultados encontrada nos ensaios realizados,

não se pode afirmar que os índices variam de forma sensível ao se diminuir o diâmetro

interno.

0,00

0,10

0,20

0,30

0,40

0,50

0,60

0,70

0,80

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000 7000Vazão de ar ( l/h )

SA

E (m

g/s/

w)

250-100

250-200

Figura 6.18: Eficiência padrão de aeração das configurações 250-100 e 250-200

182

7. Caracterização do Esgoto Afluente e Meio Suporte

7.1. Ensaios de Caracterização do Esgoto Afluente

A caracterização do esgoto afluente foi realizada por meio de 7 campanhas de 24

horas, com amostragem instantânea.

A figura 7.1 apresenta os resultados de DBO. As seqüências estão nomeadas pelas

datas dos ensaios.

0

100

200

300

400

500

600

700

10:00 12:00 14:00 16:00 18:00 20:00 22:00 00:00 02:00 04:00 06:00 08:00 10:00 12:00 14:00

Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o (m

g/l)

22 e 23/07/98 4 e 5/09/98 21 e 22/12/99 2 e 3/05/0031 e 1/06/00 26 e 27/10/00 12 e 13/12/00 29 e 30/09/04

Figura 7.1: Concentração DBO bruta afluente – Campanhas 24 horas

Pode-se notar na figura 7.1 que a nuvem de pontos forma uma tendência geral,

apresentando seu pico máximo no período da manhã.

Os resultados da DQO afluente nas campanhas de 24h estão representados na figura

7.2.

183

0200400600800

10001200140016001800

10:00 12:00 14:00 16:00 18:00 20:00 22:00 00:00 02:00 04:00 06:00 08:00 10:00 12:00 14:00Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o (m

g/l)

21 e 22/12/99 2 e 3/05/2000 31 e 1/06/0026 e 27/10/00 12 e 13/12/00 29 e 30/09/04

Figura 7.2: Concentração DQO bruta afluente – Campanhas 24 horas

A DQO tem um comportamento muito parecido em todos os ensaios, exceção feita a

um deles, e tem tendência bastante parecida com a DBO.

A figura 7.3 apresenta os resultados de nitrogênio amoniacal afluente nas campanhas

de 24h. Sua maior concentração pode ser notada no período da manhã, principalmente em

torno das 8 horas.

0102030405060708090

10:00 12:00 14:00 16:00 18:00 20:00 22:00 00:00 02:00 04:00 06:00 08:00 10:00 12:00 14:00

Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o (m

g/l -

N)

2 e 3/05/00 31 e 1/06/00 26 e 27/10/0012 e 13/12/00 29 e 30/09/04

Figura 7.3: Concentração nitrogênio amoniacal afluente – Campanhas 24 horas

Os resultados de NTK (Nitrogênio Total Kjeldahl) são apresentados na figura 7.4, a

tendência da nuvem de pontos apresenta as mesmas características dos resultados de

nitrogênio amoniacal.

184

0

20

40

60

80

100

120

10:00 12:00 14:00 16:00 18:00 20:00 22:00 00:00 02:00 04:00 06:00 08:00 10:00 12:00 14:00

Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o (m

g/l)

2 e 3/05/00 31 e 1/06/00 26 e 27/10/0012 e 13/12/00 29 e 30/09/04

Figura 7.4: Concentração NTK Afluente – Campanhas 24 horas

Durante a quarta campanha de 24 horas, realizada nos dias 2 e 3/05/2000, durante uma

carreira com o TDH de 8 horas, foram obtidos os resultados de sólidos apresentados na figura

7.5.

0

200

400

600

800

1000

1200

10:00 12:00 14:00 16:00 18:00 20:00 22:00 00:00 02:00 04:00 06:00 08:00 10:00

Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SF SV ST

Figura 7.5: Concentração de sólidos totais, fixos e voláteis no efluente – Campanha 24 horas (2 e 3/05/2000)

A quinta campanha foi realizada no encerramento da carreira com TDH = 8 horas. Os

dados de sólidos obtidos são melhor visualizados no gráfico da figura 7.6.

Pode-se notar, com a caracterização do esgoto afluente, que o horário de maiores

concentrações foi o período da manhã, principalmente às 8 horas, horário este em que se

procedeu as coletas do presente trabalho.

185

0

100

200

300

400

500

600

700

800

900

10 12 14 16 18 20 22 24 2 4 6 8 10Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SF SV ST

Figura 7.6: Concentração de sólidos totais, fixos e voláteis no afluente – Campanha 24 horas (31/05 e 1/06/2000)

7.2. Ensaios de Caracterização do Meio Suporte

Neste item são apresentados os resultados dos ensaios de caracterização do meio

suporte. Toda a metodologia dos ensaios, determinação da massa específica dos sólidos e

cálculo do diâmetro padrão estão de acordo com as normas citadas no item 4.2.5.1, bem como

a determinação do coeficiente de não uniformidade. Como já citado anteriormente o material

escolhido como meio suporte foi a areia. O gráfico da figura 7.7 mostra os resultados obtidos

nos ensaios de caracterização.

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

0,001 0,01 0,1 1 10 100

ABNT SILTE AREIA FINA AREIA MÉDIA GROSSA PEDREGULHOARGILA

DIÂMETRO DOS GRÃOS

POR

CEN

TAG

WEM

RET

IDA

ρs = 2657 kg/m3

diâmetro médio = 0,27 mmUt = 0,09 m/s

Figura 7.7: Curvas granulométricas obtidas nos ensaios de caracterização do meio suporte

186

De acordo com o gráfico apresentado, observa-se que a areia tem diâmetro médio de

0,27mm, com coeficiente de não uniformidade igual a 0,69 e massa específica igual a

2657kg/m3. Com estes valores pode-se classificar o meio suporte como areia fina,

apresentando granulometria uniforme.

187

8. Avaliação Inicial da Operação dos Reatores

Neste capítulo será apresentada uma análise da etapa inicial de monitoramento,

baseada nos resultados e discussões apresentados no anexo B, bem como nos dados das

determinações analíticas, apresentados no anexo A.

Durante o período de avaliação inicial foram resolvidos vários problemas na bancada

experimental, relatados no item sobre material e métodos. Os resultados iniciais da operação

não foram satisfatórios. Entretanto, considera-se importante apresentar um resumo dos

resultados obtidos inicialmente, para proporcionar uma visão melhor das melhorias

conseguidas durante o trabalho.

Um resumo dos resultados da carreira 2 (TDH = 2h e concentração do meio suporte de

50g/l ) é apresentado na tabela 8.1 em termos de médias.

Tabela 8.1: Concentrações e remoções médias – Carreira 2 (TDH = 2h, C = 50g/l)

Esgoto (mg/l) Remoção (%)Parâmetro Afluente Efluente R12 Efluente R6 R12 R6

DBO bruta 397 141 171 63 54 DQO bruta 1534 1073 984 59 67 Sólidos Totais 752 650 634 - - Sólidos Totais Fixos 258 252 148 - - Sólidos Totais Voláteis 494 397 486 - -

As remoções da DBO bruta e da DQO bruta obtidas nesta carreira foram muito abaixo

do esperado, mas os valores foram aceitos como razoáveis por se tratar do início de operação

dos reatores.

Os resultados de sólidos totais, fixos e voláteis, parecem indicar que ocorreu um

pequeno acúmulo dentro dos reatores.

A carreira 3, realizada com TDH de 1 hora e concentração do meio suporte de 50g/l,

buscou explorar a máxima capacidade teoricamente aceita pelo projeto hidráulico do reator.

Um resumo dos resultados obtidos na carreira 3 é apresentado na tabela 8.2.

188

Tabela 8.2: Concentrações e remoções médias – Carreira 3 (TDH = 1h, C = 50g/l)

Esgoto (mg/l) Remoção (%)Parâmetro Afluente Efluente R12 Efluente R6 R12 R6

DBO bruta 276 148 174 47 37 DQO bruta 724 215 259 70 65 Nitrogênio Total 97,1 35,2 27,4 63 72 NTK 97,1 - - - - Nitrogênio Amoniacal 59,0 1,40 14,7 98 75 Nitrito - 2,0 2,9 - - Nitrato - 31,8 9,8 - - Sólidos Totais 728 723 469 - - Sólidos Totais Fixos 286 291 256 - - Sólidos Totais Voláteis 442 432 212 - - Sólidos Suspensos 264 247 33 - - Sólidos Suspensos Fixos 47 41 7 - - Sólidos Suspensos Voláteis 226 206 30 - -

Com TDH = 1h os reatores apresentaram indícios visuais da sobrecarga, com a

presença de lodo sobrenadante em grande quantidade obstruindo as calhas de coleta.

Entretanto, a presença da areia não era detectada visualmente, de forma que foi investigada a

concentração das partículas de areia fluidizada. Para tanto foram efetuadas determinações

analíticas de sólidos totais, com 10 pontos de coleta ao longo do reator maior (R12) e 5 no

menor (R6), distribuídos ao longo da altura total.

Os resultados revelaram concentrações muito baixas de areia em circulação nos

reatores, da ordem de 1g/l. Pode-se argumentar com as hipóteses de carreamento das

partículas suporte pelo lodo formado, problemas com a suspensão do leito, representatividade

da amostra ou uma combinação dos três fatores para explicar a não detecção da areia

adicionada nos reatores, mas com certeza esse fato foi responsável por reduzir o desempenho,

que já se esperava baixo em função da alta carga aplicada.

Mesmo com os problemas detectados quanto à concentração de meio suporte, foram

alcançados níveis de remoção entre 60% e 70% de DQO bruta, o que pode ser considerado

satisfatório dado o baixo TDH. Os resultados de remoção de nitrogênio amoniacal estão em

desacordo com o restante dos dados, indicando que pode ter ocorrido problemas na

determinação analítica de suas concentrações.

Assim, com a preocupação quanto ao carreamento de meio suporte enfrentada por

meio das modificações nas calhas de coleta, citadas no item 4.1.2, destinadas a reduzir a

velocidade de aproximação, foi iniciada a última carreira da etapa inicial de avaliação dos

reatores. Uma vez que os limites extremos de operação já tinham sido investigados com a

carreira 3, optou-se na carreira 4 pelas condições de menor carga orgânica possível, ou seja,

TDH = 8 horas. Embora fosse possível objetar que com TDH’s altos a operação pudesse

189

tornar-se antieconômica, o ensaio foi considerado necessário pela possibilidade de definir

limites práticos para remoções a serem perseguidos por otimizações posteriores.

A tabela 8.3 a seguir apresenta os resultados resumidos dos parâmetros monitorados

durante a carreira 4, realizada com TDH de 8 horas e 50g/l de concentração inicial de areia

como meio suporte.

Tabela 8.3: Concentrações e remoções médias – Carreira 4 (TDH = 8h, C = 50g/l)

Esgoto (mg/l) Remoção (%)Parâmetro Afluente Efluente R12 Efluente R6 R12 R6

DBO bruta 357 65 45 82 87 DQO bruta 626 165 173 81 79 Nitrogênio Total 90 34 28 62 68 NTK 90 - - - - Nitrogênio Amoniacal 62 4 8 94 87 Nitrito - 4 2 - - Nitrato - 26 18 - - Sólidos Totais 730 595 493 - - Sólidos Totais Fixos 335 330 184 - - Sólidos Totais Voláteis 585 439 342 - - Sólidos Suspensos 192 99 49 - - Sólidos Suspensos Fixos 35 29 27 - - Sólidos Suspensos Voláteis 177 94 55 - -

Verifica-se uma remoção satisfatória de matéria orgânica na carreira 4, considerando a

DBO e a DQO, com resultados acima de 80%.

A remoção de nitrogênio total ficou entre 60% e 70%, mas os dados mostram indícios

de que poderia ser melhorada, pois a remoção de nitrogênio amoniacal ficou em torno dos

90%, tendo havido crescimento bastante acentuado da concentração de nitrato, que com os

valores de pH e temperatura medidos, indicavam haver uma alta nitrificação.

Quanto aos valores de sólidos suspensos, mais uma vez indicavam que estava havendo

um acúmulo de sólidos nos reatores

190

9. Monitoramento das Etapas 2 e 3 da Operação

Os resultados apresentados inicialmente neste item correspondem à “Etapa 2” citada

no item 4.1.3.1, obtidos com injetores de PVC perfurado. Os reatores entraram em

funcionamento com TDH de 4 horas e uma concentração de meio suporte igual a 50g/l e após

um período de 3 meses o TDH foi alterado novamente para 8 horas, mantendo-se a mesma

concentração de areia. Esses períodos de monitoramento correspondem, respectivamente, às

carreiras 5 e 6. A etapa 2 inclui ainda operação com 100g/l e TDH de 8h, perfazendo a

carreira de número 7.

Após essas carreiras foi introduzido o propulsor axial descrito no item 4.1.3.2 para

facilitar a suspensão do leito, dando origem à carreira de ensaio com 100g/l de meio suporte e

TDH’s progressivamente diminuídos entre 8h e 2h, constituindo a “Etapa 3”. Como na etapa

3 ocorreu apenas uma carreira contínua, de número 8, a identificação dos resultados passará a

ser feita neste item por meio da identificação da série de dados.

Cada ensaio de uma carreira é denotado por uma sigla com 2 números relativos ao

TDH e concentração. Assim a série 8-100, por exemplo, refere-se a TDH 8h e concentração

100g/l. Algumas siglas possuem indicadores de condição suplementar, sendo que “A” indica a

presença do propulsor axial auxiliar e “F15%” ou “15%” a presença do flotador.

Tendo em vista que, durante a etapa 2 e a etapa 3, os reatores funcionaram com a

mesma configuração geométrica, neste item os resultados serão apresentados de forma a

envolver todas as séries de dados de cada parâmetro monitorado, proporcionando, com isso,

uma visão mais clara do resultado das variações de altura e tempo de detenção hidráulica

investigados.

Em todo o período dos ensaios, foram efetuadas medições diárias de temperatura, pH e

OD no topo dos reatores. A temperatura variou em torno de 280C e 290C, o pH manteve-se

entre 6,8 e 7,3 indicando condições satisfatórias para a nitrificação. O OD medido no topo dos

reatores ficou sempre acima de 2mg/l.

191

9.1. DBO e DQO

Os valores numéricos do monitoramento da DBO estão reunidos nas tabelas A-C56.1

e A-C56.2 do anexo A. A figura 9.1 apresenta os resultados da DBO para a série 4-50.

Registrou-se no período um valor médio do esgoto afluente de 267mg/l.

050

100150200250300350400450500

2/11 9/11 16/11 23/11 30/11 7/12 14/12 18/12 4/1 11/1 18/1 25/1 1/2 8/2 15/2 22/2 1/3

Con

cent

raçã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12Efl t R6

(a)

050

100150200250300350400450500

2/11 9/11 16/11 23/11 30/11 7/12 14/12 18/12 4/1 11/1 18/1 25/1 1/2 8/2 15/2 22/2 1/3

Con

cent

raçã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6(b)

40

50

60

70

80

90

100

2/11 9/11 16/11 23/11 30/11 7/12 14/12 18/12 4/1 11/1 18/1 25/1 1/2 8/2 15/2 22/2 1/3

Rem

oção

( %

)

R12-Bruta R6-Bruta R12-Filtrada R6-Filtrada (c)

Figura 9.1: DBO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDH = 4h e 50g/l de concentração de areia

A tabela 9.1 apresenta um resumo quantitativo da DBO medida ao longo da carreira 5,

com 4 horas e 50g/l, série 4-50.

192

Tabela 9.1: Resumo dos dados de DBO da série 4-50

DBO bruta DBO filtrada. Remoção bruta Remoção filtrada

Aflu (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 ( % )

R6 ( % )

R12 ( % )

R6 ( % )

Núm. Dados 14 10 12 14 13

Média Amostral 266,9 37,5 43,3 10,2 6,3 85,9 83,8 96,2 97,6

Desvio Padrão 50,8 19,4 16,0 3,7 2,7

O cálculo estatístico desprezou 4 leituras do R12 e apenas 3 no R6, consideradas

anômalas tendo como critério o afastamento acima do valor máximo esperado com 95% de

confiança. Se forem considerados os resultados na faixa de 99% de confiança, as médias

sobem a 48mg/l e 50mg/l e os desvios padrão sobem a 30mg/l e 23mg/l para o R12 e R6,

respectivamente.

Esses valores ilustram a questão de considerar ou não os dados anômalos no

tratamento estatístico. Seria preciso decidir a cada caso se a variabilidade dos valores

encontrados resulta das irregularidades do funcionamento do reator ou de problemas na

amostragem ou na análise. Considerando a primeira hipótese como a causa mais freqüente dos

desvios, pode-se considerar que a série expurgada representaria a potencialidade do reator e a

série completa espelha as dificuldades encontradas na manutenção das condições ótimas ao

longo do tempo. No caso da DBO em questão, por exemplo, valores altos podem resultar de

carreamento de biomassa. Uma análise conjunta da DBO filtrada e sólidos suspensos voláteis

pode apontar evidências nesse sentido. Em geral as séries utilizadas nos testes estatísticos

realizados consideraram apenas valores dentro da faixa de 95% de confiança, sem maior

detalhe sobre as causas de cada expurgo de dados, tanto por facilidade quanto para diminuir a

subjetividade da análise.

A figura 9.2 apresenta os valores de DQO bruta e filtrada e de remoção percentual

para o TDH = 4h e 50g/l de concentração de areia. Os dados completos estão nas tabelas A-

C56.3 e A-C56.4 do anexo A.

193

0

100

200

300

400

500

600

700

800

31/10 7/11 14/11 21/11 23/11 28/11 5/12 12/12 18/12 2/1 9/1 16/1 23/1 30/1 6/2 13/2 1/3

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6 (a)

0

100

200

300

400

500

600

700

800

31/10 7/11 14/11 21/11 23/11 28/11 5/12 12/12 18/12 2/1 9/1 16/1 23/1 30/1 6/2 13/2 1/3

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6 (b)

40

50

60

70

80

90

100

31/10 7/11 14/11 21/11 23/11 28/11 5/12 12/12 18/12 2/1 9/1 16/1 23/1 30/1 6/2 13/2 1/3

Rem

oção

( %

)

R12-Bruta R6-Bruta R12-Filtrada R6-Filtrada (c)

Figura 9.2: DQO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDH = 4h e 50g/l de concentração de areia

Observa-se na série 4-50 uma grande variabilidade nos valores de DQO Bruta, ao

passo que a DQO filtrada foi mais homogênea. A remoção da DQO filtrada esteve sempre

próxima de 90%, ao passo que a bruta foi de cerca 64%.

Um resumo quantitativo da DQO medida na carreira com TDH = 4h e concentração de

50g/l de areia é apresentado na tabela 9.2.

194

Tabela 9.2: Resumo dos dados de DQO da série 4-50

DQO bruta DQO filtrada. Remoção bruta Remoção filtrada

Aflu (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 ( % )

R6 ( % )

R12 ( % )

R6 ( % )

Núm. Dados 15 14 15 27 25

Média Amostral 572,3 207,5 204,3 54,6 36,8 63,7 64,3 90,5 93,6

Desvio Padrão 57,9 98,0 120,3 18,9 13,8

A figura 9.3 apresenta os resultados de DBO da série 8-50. Um resumo quantitativo é

apresentado na tabela 9.3. Os dados completos da série, utilizados para traçar os gráficos da

figura 9.3 são apresentados nas tabelas A-C56.1 e A-C56.2 do anexo A.

Tabela 9.3: Resumo dos dados de DBO da série 8-50

DBO bruta DBO filtrada. Remoção bruta Remoção filtrada

Aflu (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 ( % )

R6 ( % )

R12 ( % )

R6 ( % )

Núm. Dados 7 8 8 14 14

Média Amostral 290,1 50,8 39,5 4,4 4,6 82,5 86,4 98,5 98,4

Desvio Padrão 24,5 19,0 21,7 1,0 1,5

Verifica-se que com o aumento do tempo de detenção para 8 horas a remoção filtrada,

que era elevada, aumentou um pouco mais nos dois reatores, atingindo 98%. Por outro lado a

remoção em termos de DBO bruta diminuiu no R12 de cerca de 86% para 83% e ficou

praticamente constante no R6, em torno de 94%.

195

0

50

100

150

200

250

300

350

400

450

8/3 15/3 22/3 29/3 5/4 12/4 19/4 26/4 3/5 10/5 17/5 24/5 31/5 7/6 14/6

Con

cent

raçã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6 (a)

0

50

100

150

200

250

300

350

400

450

8/3 15/3 22/3 29/3 5/4 12/4 19/4 26/4 3/5 10/5 17/5 24/5 31/5 7/6 14/6

Con

cent

raçã

o D

BO (m

g/l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6 (b)

60

65

70

75

80

85

90

95

100

8/3 15/3 22/3 29/3 5/4 12/4 19/4 26/4 3/5 10/5 17/5 24/5 31/5 7/6 14/6

Rem

oção

( %

)

R12-Bruta R6-Bruta R12-Filtrada R6-Filtrada (c)

Figura 9.3: DBO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDH = 8h e 50g/l de concentração de areia

Os dados de DQO da série 8-50 são apresentados em gráficos na figura 9.4 e em um

resumo quantitativo na tabela 9.4. Os dados completos são listados nas tabelas A-C56.3 e A-

C56.4 do anexo A.

196

Tabela 9.4: Resumo dos dados de DQO da série 8-50

DQO bruta DQO filtrada. Remoção bruta Remoção filtrada

Aflu (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 ( % )

R6 ( % )

R12 ( % )

R6 ( % )

Núm. Dados 11 10 9 26 23

Média Amostral 583,6 147,0 127,0 41,0 43,0 74,8 78,2 93,0 92,6

Desvio Padrão 59,7 55,1 48,4 5,2 5,5

O aumento do TDH para 8 horas provocou uma melhoria na remoção de DQO bruta,

que passou de 64% com 4h para mais de 75%, como se vê na tabela 9.4 em comparação com

a tabela 9.2. A remoção em termos de DQO filtrada melhorou ligeiramente no R12 e foi

equivalente no R6.

O principal problema enfrentado com o TDH de 4 horas, ou seja, a grande diferença

entre a DQO filtrada e a bruta, devido ao carreamento de lodo pelo efluente foi atenuado com

TDH de 8h, mas não completamente eliminado, conforme se pode perceber nos gráficos da

figura 9.4.

197

0

100

200

300

400

500

600

700

800

8/3 15/3 27/3 10/4 24/4 8/5 15/5 24/5 5/6 12/6 14/6

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6 (a)

0

100

200

300

400

500

600

700

800

8/3 15/3 27/3 10/4 24/4 8/5 15/5 24/5 5/6 12/6 14/6

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6 (b)

50556065707580859095

100

8/3 15/3 27/3 10/4 24/4 8/5 15/5 24/5 5/6 12/6 14/6

Rem

oção

( %

)

R12-Bruta R6-Bruta R12-Filtrada R6-Filtrada (c)

Figura 9.4: DQO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDH = 8h e 50g/l de concentração de areia

A série de dados com 100g/l iniciou-se com TDH de 8 horas para facilitar a formação

do biofime. Os valores da DBO podem ser observados nos gráficos da figura 9.5, traçados

com os dados das tabelas A-C7.1 e A-C7.2 do Anexo A.

198

0

50

100

150

200

250

300

350

400

450

4/10 11/10 18/10 25/10 1/11 8/11 15/11 22/11 29/11 5/12 13/12 3/1 10/1 17/1 23/1

Con

cent

raçã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6 (a)

0

50

100

150

200

250

300

350

400

450

4/10 11/10 18/10 25/10 1/11 8/11 15/11 22/11 29/11 5/12 13/12 3/1 10/1 17/1 23/1

Con

cent

raçã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6 (b)

60

65

70

75

80

85

90

95

100

4/10 11/10 18/10 25/10 1/11 8/11 15/11 22/11 29/11 5/12 13/12 3/1 10/1 17/1 23/1

Rem

oção

( %

)

R12-Bruta R6-Bruta R12-Filtrada R6-Filtrada (c)

Figura 9.5: DBO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDH = 8h e 100g/l de concentração de areia

Um resumo quantitativo dos resultados é apresentado na tabela 9.5. Em relação à série

8-50 observa-se na tabela 9.5 que houve melhora na remoção apenas na DBO bruta do R12,

Entretanto os valores são praticamente iguais, indicando que não houve melhoria significativa

ao se aumentar a concentração do meio suporte para 100g/l com TDH de 8h.

199

Tabela 9.5: Resumo dos dados de DBO da série 8-100

DBO bruta DBO filtrada. Remoção bruta Remoção filtrada

Aflu (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 ( % )

R6 ( % )

R12 ( % )

R6 ( % )

Núm. Dados 10 7 8 13 11

Média Amostral 285,0 48,3 52,8 6,3 5,7 83,1 81,5 97,8 98,0

Desvio Padrão 41,4 22,4 24,9 3,3 2,8

A DQO medida ao longo do ensaio com TDH = 8h e 100g/l de concentração de areia é

apresentada nas tabelas A-C7.3 e A-C7.4 do Anexo A. A partir desses dados foram traçados

os gráficos da figura 9.6, obtendo-se também o resumo quantitativo da série apresentado na

tabela 9.6.

Tabela 9.6: Resumo dos dados de DQO da série 8-100

DQO bruta DQO filtrada. Remoção bruta Remoção filtrada

Aflu (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 ( % )

R6 ( % )

R12 ( % )

R6 ( % )

Núm. Dados 13 9 10 18 18

Média Amostral 635,4 129,3 114,4 42,6 39,8 79,6 82,0 93,3 93,7

Desvio Padrão 55,5 56,3 46,8 13,3 12,7

Verifica-se comparando a tabela 9.4 com a tabela 9.6 que, ao contrário do ocorrido

com a DBO, os índices de remoção da DQO com TDH = 8h melhoraram quando a

concentração de areia aumentou para 100g/l. Em termos de DQO filtrada os índices são

apenas ligeiramente melhores, mas em termos de DQO bruta tem-se aumento de 75% para

80% no R12 e 78% para 82% no R6.

200

0

100

200

300

400

500

600

700

800

900

4/10 16/10 30/10 13/11 27/11 29/11 4/12 6/12 11/12 13/12 17/12 3/1 10/1 15/1

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6 (a)

0

100

200

300

400

500

600

700

800

900

4/10 16/10 30/10 13/11 27/11 29/11 4/12 6/12 11/12 13/12 17/12 3/1 10/1 15/1

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6 (b)

65

70

75

80

85

90

95

100

4/10 16/10 30/10 13/11 27/11 29/11 4/12 6/12 11/12 13/12 17/12 3/1 10/1 15/1

Rem

oção

( %

)

R12-Bruta R6-Bruta R12-Filtrada R6-Filtrada (c)

Figura 9.6: DQO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDH = 8h e 100g/l de concentração de areia

As séries seguintes a serem comentadas foram obtidas com o reator equipado com o

propulsor axial auxiliar, sendo portanto dados da etapa 3. Os dados obtidos com TDH de 8h,

6h e 4h foram reunidos em gráficos únicos. A figura 9.7 apresenta os gráficos com valores de

DBO e a figura 9.8 os de DQO. Os dados utilizados estão listados na íntegra nas tabelas A-

C8.1, A-C8.2 (DBO) e AC8.3, A-C8.4 (DQO) no Anexo A.

201

O resultado com TDH de 4 horas será apresentado com mais detalhe quantitativo por

meio das tabelas 9.7 e 9.8 que resumem os dados de DBO e DQO, respectivamente.

Tabela 9.7: Resumo dos dados de DBO da série 4-100A

DBO bruta DBO filtrada. Remoção bruta Remoção filtrada

Aflu (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 ( % )

R6 ( % )

R12 ( % )

R6 ( % )

Núm. Dados 11 11 11 10 11

Média Amostral 323,8 41,3 36,1 4,9 4,1 87,2 88,9 98,5 98,7

Desvio Padrão 33,1 10,8 9,5 0,9 1,1

Tabela 9.8: Resumo dos dados de DQO da série 4-100A

DQO bruta DQO filtrada. Remoção bruta Remoção filtrada

Aflu (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 ( % )

R6 ( % )

R12 ( % )

R6 ( % )

Núm. Dados 12 11 11 10 9

Média Amostral 661,7 98,0 124,3 34,3 32,8 85,2 81,2 94,8 95,0

Desvio Padrão 134,8 43,8 26,9 5,3 4,5

Uma comparação das tabelas resumo 9.5 e 9.7 (DBO) e 9.6 e 9.8 (DQO) permite

verificar que com 100g/l a diminuição do TDH de 8h para 4h melhorou todos os valores de

remoção, com exceção da DQO bruta do R6, que diminuiu ligeiramente de 82% para 81%. De

forma interessante verifica-se que a maior melhora foi registrada na remoção de DBO bruta

no R6 que foi de 82% para 89%, conseguida às custas do ligeiro decréscimo na remoção de

DQO já citado. A segunda maior melhora ocorreu na DQO bruta do R12 que foi de 80% para

85%.

202

0

100

200

300

400

500

600

18/7 1/8 15/8 29/8 12/9 26/9 3/10 10/10 15/10 22/10 29/10 5/11

Con

cent

raçã

o D

BO (m

g/l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

8h 6h 4h

(a)

050

100150200250300350400450500

18/7 1/8 15/8 29/8 12/9 26/9 3/10 10/10 15/10 22/10 29/10 5/11

Con

cent

raçã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

8h 6h 4h

(b)

60

65

70

75

80

85

90

95

100

18/7 1/8 15/8 29/8 12/9 26/9 3/10 10/10 15/10 22/10 29/10 5/11

Rem

oção

( %

)

R12-Bruta R6-Bruta R12-Filtrada R6-Filtrada

8h 6h 4h

(c)

Figura 9.7: DBO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDHs de 8h, 6h e 4h e 100g/l de concentração de areia

203

0100200300400500600700800900

1000

18/7 29/7 8/8 22/8 5/9 19/9 1/10 8/10 10/10 17/10 24/10 31/10

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

8h 6h 4h

(a)

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

18/7 29/7 8/8 22/8 5/9 19/9 1/10 8/10 10/10 17/10 24/10 31/10

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

8h 6h 4h

(b)

65

70

75

80

85

90

95

100

18/7 29/7 8/8 22/8 5/9 19/9 1/10 8/10 10/10 17/10 24/10 31/10

Rem

oção

( %

)

R12-Bruta R6-Bruta R12-Filtrada R6-Filtrada

8h 6h 4h

(c)

Figura 9.8: DQO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDHs de 8h, 6h e 4h e 100g/l de concentração de areia

Em face dos excelentes resultados com TDH = 4 horas os ensaios continuaram com a

diminuição do TDH para 3 horas e depois para 2 horas, cujos dados foram reunidos em

gráficos únicos. A figura 9.9 apresenta os gráficos com valores de DBO e a figura 9.10 os de

DQO. Os dados utilizados estão listados na íntegra nas tabelas A-C8.1 e A-C8.2 (DBO) e A-

C8.3 e A-C8.4 (DQO) no Anexo A.

204

O resultado com TDH de 3 horas está apresentado com mais detalhe quantitativo por

meio das tabelas 9.9 e 9.10 que resumem os dados de DBO e DQO, respectivamente.

Tabela 9.9: Resumo dos dados de DBO da série 3-100A

DBO bruta DBO filtrada. Remoção bruta Remoção filtrada

Aflu (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 ( % )

R6 ( % )

R12 ( % )

R6 ( % )

Núm. Dados 10 11 11 9 10

Média Amostral 281,5 31,5 31,8 3,4 4,9 88,8 88,7 98,8 98,3

Desvio Padrão 29,4 14,9 7,5 0,7 2,6

A comparação entre as tabelas 9.7 e 9.9 mostra que a remoção de DBO manteve-se

nos mesmos patamares quando o TDH baixou de 4h para 3h. A remoção em termos de DBO

bruta do R12 apresentou até mesmo uma ligeira melhora, de 87% para 89%. Entretanto, as

médias no esgoto afluente foram também ligeiramente menores, diminuindo de 324mg/l para

282mg/l com TDH = 3h, e este fator pode ter ajudado na manutenção do desempenho.

Tabela 9.10: Resumo dos dados de DQO da série 3-100A

DQO bruta DQO filtrada. Remoção bruta Remoção filtrada

Aflu (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 ( % )

R6 ( % )

R12 ( % )

R6 ( % )

Núm. Dados 10 11 11 9 10

Média Amostral 630,0 100,4 112,4 31,6 30,8 84,1 82,2 95,0 95,1

Desvio Padrão 76,2 28,9 30,8 3,6 5,3

A comparação dos resumos das séries de DQO nas tabelas 9.8 e 9.10 mostra que

também não se registrou variação significativa no desempenho com a redução do TDH para 3

horas.

205

0

50

100

150

200

250

300

350

400

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Con

cent

raçã

o D

BO (m

g/l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

3h 2h

(a)

0

50

100

150

200

250

300

350

400

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Con

cent

raçã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

3h 2h

(b)

40

50

60

70

80

90

100

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Rem

oção

( %

)

R12-Bruta R6-Bruta R12-Filtrada R6-Filtrada

3h 2h

(c)

Figura 9.9: DBO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDHs de 3h e 2h e 100g/l de concentração de areia

206

0100200300400500600700800900

1000

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R6 Efluente-R6

3h 2h

(a)

0100200300400500600700800900

1000

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

3h 2h

(b)

65

70

75

80

85

90

95

100

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Rem

oção

( %

)

R12-Bruta R6-Bruta R12-Filtrada R6-Filtrada

3h 2h

(c)

Figura 9.10: DQO bruta (a), filtrada (b) e remoção percentual (c) obtidos com TDHs de 3h e 2h e 100g/l de concentração de areia

O resultado com TDH de 2 horas está apresentado com mais detalhe quantitativo por

meio das tabelas 9.11 e 9.12 que resumem os dados de DBO e DQO, respectivamente.

207

Tabela 9.11: Resumo dos dados de DBO da série 2-100A

DBO bruta DBO filtrada. Remoção bruta Remoção filtrada

Aflu (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 ( % )

R6 ( % )

R12 ( % )

R6 ( % )

Núm. Dados 12 11 13 11 12

Média Amostral 283,0 57,1 86,7 6,8 6,4 79,8 69,4 97,6 97,7

Desvio Padrão 42,7 16,7 27,5 1,6 2,5

A comparação entre as tabelas 9.9 e 9.11 mostra que a remoção de DBO diminuiu

consideravelmente quando o TDH baixou de 3h para 2h. A remoção em termos de DBO bruta

foi a que mais variou, com o R12 diminuindo de 89% para 80%. O R6 apresentou a maior

diferença, com a remoção diminuindo de 89% para 69%. Em relação à DBO filtrada a

diferença foi menor: em torno de 1% no R12 e permaneceu praticamente igual no R6. Nesse

caso as médias no esgoto afluente foram praticamente iguais, 282 e 283mg/l para TDH de 3h

e 2h, respectivamente.

Tabela 9.12: Resumo dos dados de DQO da série 2-100A

DQO bruta DQO filtrada. Remoção bruta Remoção filtrada

Aflu (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 (mg/l)

R6 (mg/l)

R12 ( % )

R6 ( % )

R12 ( % )

R6 ( % )

Núm. Dados 14 11 12 13 13

Média Amostral 652,9 133,1 137,3 41,6 46,5 79,6 79,0 93,6 92,9

Desvio Padrão 184,7 45,0 46,2 8,6 10,3

Com as tabelas 9.10 e 9.12 verifica-se que a remoção da DQO diminuiu menos do que

a de DBO quando o TDH passou de 3h para 2h, tanto em termos de DQO bruta como filtrada.

O que pode explicar estes resultados é a forma de alimentação dos reatores que na ocasião

utilizavam um sistema de orifício ligado a uma caixa de nível constante que dificultava o

controle da vazão afluente ao longo do dia para o TDH de 2h. Isto pode ter ocasionado a

operação do reator com TDH menor do que 2 horas em alguns períodos ao longo do dia.

A remoção da DBO e DQO bruta no reator R12 para o TDH de 2 horas praticamente

atende ao limite da legislação (remoção ≥ 80%). Com isso pode-se argumentar que o TDH de

2h seria viável com um maior controle de vazão, aliado a uma retenção mais eficaz da

biomassa que sai pelo sistema, pois os resultados de remoção da DBO e DQO filtrada foram

muito bons.

208

9.2. Nitrogênio

As figuras 9.11 a 9.15 apresentam os resultados do monitoramento do nitrogênio. Os

valores das determinações analíticas usados para construir os gráficos são apresentados nas

tabelas A-C56.9, A-C56.10, A-C7.9, A-C7.10, A-C8.9 e A-C8.10 do Anexo A. Após as

figuras 9.11 a 9.15, é apresentada a tabela 9.13 contendo um resumo em termos das médias

registradas em cada série de dados.

Nas figuras, os resultados foram separados em gráficos diferentes para cada reator,

indicados por “a” (R12) e “b” (R6). Os gráficos apresentam o NTK afluente, admitido como o

N Total afluente. No efluente são apresentados o NTK, nitrogênio amoniacal (NH3 – N),

nitrito, nitrato, bem como o N Total efluente, calculado pela soma do NTK, nitrito e nitrato.

0102030405060708090

100

31/10 16/11 28/11 7/12 21/12 11/1 25/1 8/2 20/2 1/3

Con

cent

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente NTK-Eflu Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu (a)

0102030405060708090

100

31/10 16/11 28/11 7/12 21/12 11/1 25/1 8/2 20/2 1/3

Con

cent

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente NTK-Eflu Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu (b)

Figura 9.11: Resultados de nitrogênio em suas diversas formas, R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDH de 4h e 50g/l de concentração de areia

Observa-se na série 4-50 que o R12 funcionou pior que o R6 no que diz respeito à

nitrificação, pois ocorreram vários valores altos de nitrogênio amoniacal no efluente do R12.

No R6 percebe-se um funcionamento mais constante, com a nitrificação funcionando como

limitador no processo, sendo praticamente todo o nitrogênio no efluente presente na forma de

209

nitrato e nitrogênio orgânico (NTK). Se desconsiderarmos os valores altos verificados no

R12, devido a essas irregularidades de funcionamento, resta uma remoção de

aproximadamente 43mg-N/l para o R12 e 40mg-N/l para o R6, conforme se poderá verificar

na tabela 9.13 ao final deste item.

Com o aumento do TDH para 8 horas, pode-se verificar na figura 9.12, que os dois

reatores operaram de modo uniforme. Nesse caso, a remoção do R12 foi superior à do R6,

registrando-se respectivamente remoções de 35mg-N/l e 28mg-N/l de nitrogênio.

0102030405060708090

100110120

8/3 13/3 15/3 22/3 29/3 5/4 12/4 19/4 26/4 3/5 10/5 17/5 24/5 31/5 7/6 14/6

Con

cent

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente NTK-Eflu Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu (a)

0102030405060708090

100110120

8/3 13/3 15/3 22/3 29/3 5/4 12/4 19/4 26/4 3/5 10/5 17/5 24/5 31/5 7/6 14/6

Con

cent

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente NTK-Eflu Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu (b)

Figura 9.12: Resultados de nitrogênio em suas diversas formas, R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDH de 8h e 50g/l de concentração de areia

210

A figura 9.13 mostra os resultados obtidos na série com TDH 8 horas e 100g/l.

0102030405060708090

100110

4/10 11/10 18/10 25/10 1/11 8/11 15/11 22/11 29/11 5/12 13/12 3/1 10/1 17/1 23/1

Con

cent

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente NTK-Eflu Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu (a)

0102030405060708090

100110

4/10 11/10 18/10 25/10 1/11 8/11 15/11 22/11 29/11 5/12 13/12 3/1 10/1 17/1 23/1

Con

cent

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente NTK-Eflu Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu (b)

Figura 9.13: Resultados de nitrogênio em suas diversas formas, R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDH de 8h e 100g/l de concentração de areia

Observa-se na figura 9.13 que o aumento da concentração do meio suporte (areia) para

100g/l não afetou o padrão verificado nos ensaios anteriores. Ocorreram algumas oscilações

no início do período de monitoramento, registrando-se nitrogênio amoniacal e nitrito em

quantidades apreciáveis e evoluindo para uma situação em que só se detectou nitrato no

efluente. A remoção atingiu 48mg-N/l (R12) e 44mg-N/l (R6) de um total afluente de

83mg-N/l. Portanto, a diferença em favor do R12 observada nas duas séries anteriores com

50g/l de areia, não mais se verificou com o aumento da concentração de meio suporte para

100g/l.

A figura 9.14 mostra os resultados da primeira parte da carreira efetuada com auxílio

do propulsor axial, referentes aos dados de TDH de 8h, 6h e 4h.

211

0

20

40

60

80

100

120

140

18/7 1/8 8/8 22/8 5/9 19/9 1/10 8/10 10/10 17/10 24/10 31/10

Con

cent

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente NTK-Eflu Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu

8h 6h 4h

(a)

0102030405060708090

100110120130

18/7 1/8 8/8 22/8 5/9 19/9 1/10 8/10 10/10 17/10 24/10 31/10

Con

cent

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente NTK-Eflu Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu

8h 6h 4h

(b)

Figura 9.14: Resultados de nitrogênio em suas diversas formas, R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDHs de 8h, 6h e 4h e 100g/l de concentração de areia

Verifica-se novamente na figura 9.14 a ocorrência da mesma evolução nos períodos

iniciais de monitoramento. Durante o período de aclimatação, com TDH de 8 horas verifica-se

a presença de nitrogênio amoniacal e de nitrito, além de altos teores de nitrato, ou seja, baixa

desnitrificação.

Logo após a redução do TDH para 6h, o padrão de funcionamento anterior se

restabelece, com valores apreciáveis apenas de nitrato na saída. A remoção média verificada

pela tabela 9.13 foi de 62mg-N/l (R12) e 60mg-N/l (R6) para um valor afluente médio de

89mg-N/l. Com TDH = 4h, a remoção piorou ligeiramente atingindo 51mg-N/l no R12 e

48mg-N/l no R6. O valor afluente médio foi de 80mg-N/l.

A figura 9.15 mostra os resultados da segunda parte da carreira efetuada com auxílio

do propulsor axial, referentes aos dados de TDH de 3h e 2h.

212

0102030405060708090

100

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Con

cent

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente NTK-Eflu Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu

3h 2h

(a)

0102030405060708090

100

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Con

cent

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente NTK-Eflu Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu

3h 2h

(b)

Figura 9.15: Resultados de nitrogênio em suas diversas formas, R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDHs de 8h, 6h e 4h e 100g/l de concentração de areia

Conforme vem sendo comentado durante a apresentação das figuras 9.11 a 9.15, o

funcionamento do reator quanto à remoção de nitrogênio nas diversas situações de operação

foi resumido na tabela 9.13 em termos das médias registradas em cada série de dados.

Tabela 9.13: Valores médios do Nitrogênio em suas diversas formas e remoção média de nitrogênio

NTK (mg-N/l) Nitrato

(mg-N/l)

Nitrito

(mg-N/l)

Nitrogênio

Amoniacal (mg-N/l)

N.Total Eflu

(mg-N/l)

Remoção

(mg-N/l)Série Aflu* R12 R6 R12 R6 R12 R6 Aflu R12 R6 R12 R6 R12 R6

4-50 80,3 11,8 10,9 20,6 30,5 1,9 0,4 54,5 1,80 1,80 37 41 43 40

8-50 77,6 14,1 14,6 27,8 35,8 0,30 0,20 57,3 0,10 0,20 43 50 35 28 8-100 83,1 11,4 11,1 24,9 26,2 0,20 0,80 59,7 0,40 0,40 35 39 48 44 8-100A 79,2 31,5 35,0 44,5 38,7 17,3 15,2 65,6 0,20 0,20 93 89 6-100A 88,8 8,0 9,8 19,3 18,9 0,20 0,10 59,1 0,30 0,10 27 29 62 60 4-100A 80,1 10,6 12,2 19,0 19,6 0,20 0,20 47,2 0,90 0,40 39 32 51 48 3-100A 83,1 9,9 10,8 10,9 8,80 0,30 0,80 50,6 1,3 1,10 21 23 61 59 2-100A 74,9 23,6 24,6 10,4 9,80 0,80 1,50 47,9 15,7 12,1 37 40 37 35 *O NTK afluente foi considerado o N total afluente.

213

Quando o TDH foi reduzido para 3 horas, verifica-se na figura 9.15 que a

desnitrificação continuou a diminuir as concentrações de nitrato, o que é compatível com a

maior carga orgânica recebida que favorece o aumento das regiões anóxicas no reator ou das

regiões com biofilme funcionando com camada anóxica maior. Neste período a remoção

atingiu um máximo, registrando-se conforme a tabela 9.13 remoção de 61mg-N/l no R12 e

59mg-N/l no R6 para uma média afluente de 83mg-N/l.

Com a diminuição do TDH para 2 horas, o processo de remoção de nitrogênio

ultrapassou seu ponto ótimo. Pode-se verificar, na figura 9.15, o aumento expressivo das

quantidades de nitrogênio amoniacal e, principalmente no R6, alguns valores relativamente

altos de nitrito. Verifica-se na tabela 9.13 que, apesar da média afluente ter diminuído

ligeiramente no período para 75mg-N/l, as remoções foram de apenas 37mg-N/l no R12 e de

35mg-N/l no R6.

9.3. Sólidos

As tabelas 9.14 e 9.15 apresentam um resumo em termos das médias de sólidos totais

e sólidos suspensos, respectivamente, registradas em cada uma das séries de dados obtidas

durante as etapas 2 e 3. Os valores das determinações analíticas correspondentes são

apresentados nas tabelas correspondentes às carreiras 4 a 8 do anexo A.

Tabela 9.14: Médias de sólidos totais, fixos e voláteis

Afluente Reator 12m Reator 6m

Série ST (mg/l)

STF (mg/l)

STV (mg/l)

ST (mg/l)

STF (mg/l)

STV (mg/l)

ST (mg/l)

STF (mg/l)

STV (mg/l)

4-50 784 251 533 638 232 406 684 219 465

8-50 818 290 528 650 256 393 647 256 391

8-100 800 321 479 587 297 316 595 287 308

8-100A 810 360 638 483 331 472 643 334 534

6-100A 967 316 651 661 272 389 622 253 369

4-100A 698 297 401 564 263 301 596 263 333

3-100A 707 321 386 554 295 260 523 288 236

2-100A 639 282 357 501 275 226 482 264 218

214

Tabela 9.15: Médias de sólidos suspensos totais, fixos e voláteis

Afluente Reator 12m Reator 6m

Série SS (mg/l)

SSF (mg/l)

SSV (mg/l)

SS (mg/l)

SSF (mg/l)

SSV (mg/l)

SS (mg/l)

SSF (mg/l)

SSV (mg/l)

4-50 156 19 138 132 18 119 174 22 146

8-50 164 21 144 110 14 97 84 12 72

8-100 227 39 195 110 12 98 102 11 91

8-100A 199 23 184 123 10 116 136 15 126

6-100A 263 36 227 237 36 201 125 19 106

4-100A 203 23 180 66 7 59 91 10 87

3-100A 143 15 129 52 5 46 50 6 45

2-100A 165 23 142 116 26 89 93 11 82

As figuras 9.16 a 9.25 apresentam os resultados de sólidos durante as etapas 2 e 3. Os

resultados foram separados em gráficos diferentes para o R12 (a) e R6 (b), sendo apresentados

nos traços em vermelho os sólidos totais afluentes e nos traços em verde os sólidos totais

efluentes do reator. As colunas representam os componentes dos valores representados pelos

traços, ou seja, sólidos fixos e voláteis.

0

200

400

600

800

1000

1200

2/11 14/11 28/11 12/12 2/1 16/1 23/1 6/2 20/2 1/3

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente (a)

0

200

400

600

800

1000

1200

2/11 14/11 28/11 12/12 2/1 16/1 23/1 6/2 20/2 1/3

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente (b)

Figura 9.16: Sólidos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDH = 4h e 50g/l

215

Pode-se verificar na figura 9.16 (a), que, em três medições, a quantidade de

sólidos totais no efluente do reator R12 foi superior à quantidade de sólidos totais no esgoto

afluente, sendo que o principal responsável por isso foi a parcela de sólidos voláteis. A tabela

A-C56.5 do Anexo A detalha os valores numéricos constantes no gráfico.

No reator R6 (figura 9.16 – b), os sólidos totais no efluente foram superiores aos do

esgoto afluente em 4 ocasiões. A tabela A-C56.6, com as leituras completas e a observação do

gráfico, mostra que, em duas dessas ocasiões, os sólidos totais fixos foram também bastante

superiores na saída, o que pode ser atribuído à perda de meio suporte.

A figura 9.17 apresenta os sólidos suspensos obtidos no monitoramento do TDH de 4

horas e 50g/l de meio suporte.

0

100

200

300

400

500

600

2/11 14/11 28/11 12/12 2/1 16/1 23/1 6/2 20/2 1/3

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SSF-Afluente SSF-Efluente SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente SST-Efluente (a)

0

100

200

300

400

500

600

700

2/11 14/11 28/11 12/12 2/1 16/1 23/1 6/2 20/2 1/3

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SSF-Afluente SSF-Efluente SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente SST-Efluente (b)

Figura 9.17: Sólidos suspensos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDH = 4h e 50g/l

A apresentação dos sólidos suspensos segue o mesmo padrão dos gráficos de sólidos

totais. Os traços em vermelho correspondem ao total afluente e os traços em verde ao total

efluente. As colunas abaixo dos traços detalham o total em termos de suspensos fixos e

suspensos voláteis. Os dados do R12 constam no gráfico da figura (a) e os do R6 no gráfico

em (b).

216

A figura 9.17 (a) mostra que os sólidos suspensos no efluente do R12 superaram os

valores do afluente entre os dias 02/01 e 23/01. Esse comportamento indica que o reator

estava expulsando biomassa excedente, provavelmente em decorrência de crescimento

excessivo do biofilme. Essa hipótese é corroborada pelo fato de que a DBO desse período não

foi tão afetada quanto a DQO (ver figuras 9.1 e 9.2). No reator R6 o mesmo fenômeno

ocorreu entre 12/12 e 09/01.

As figuras 9.18 e 9.19 apresentam respectivamente os sólidos totais e os sólidos

suspensos obtidos com TDH = 8h e 50g/l de meio suporte.

0

200

400

600

800

1000

1200

8/3 13/3 20/3 27/3 29/3 3/4 10/4 17/4 24/4 1/5 7/5 15/5 22/5 29/5 5/6 12/6 14/6

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SF-Afluente SF-Afluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente (a)

0100200300400500600700800900

1000

8/3 13/3 20/3 27/3 29/3 3/4 10/4 17/4 24/4 1/5 7/5 15/5 22/5 29/5 5/6 12/6 14/6

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente (b)

Figura 9.18: Sólidos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDH = 8h e 50g/l

A maioria dos dados de sólidos no R12 e R6 apresenta concentrações no efluente

menores que no esgoto afluente, indicando acúmulo de sólidos nos reatores. No geral observa-

se na figura 9.18 um padrão mais homogêneo de funcionamento em relação ao observado com

4 horas.

A figura 9.19 apresenta a composição dos sólidos suspensos observados com TDH =

8h e concentração de areia 50g/l. No R12 identifica-se também com clareza o episódio da

falha operacional, em que houve uma grande liberação de sólidos totais, com a mesma

217

proporção se verificando nos sólidos suspensos voláteis. No R6 ocorreu situação semelhante,

embora em menor proporção. Durante todo o período os reatores liberaram menos sólidos

suspensos voláteis do que receberam do esgoto afluente.

050

100150200250300350400450500

8/3 13/3 20/3 27/3 29/3 3/4 10/4 17/4 24/4 1/5 7/5 15/5 22/5 29/5 5/6 12/6 14/6

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SSF-Afluente SSF-Efluente SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente SST-Efluente (a)

0

50

100

150

200

250

300

8/3 13/3 20/3 27/3 29/3 3/4 10/4 17/4 24/4 1/5 7/5 15/5 22/5 29/5 5/6 12/6 14/6

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SSF-Afluente SSF-Efluente SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente SST-Efluente(b)

Figura 9.19: Sólidos suspensos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e

R6 (b) obtidos com TDH = 8h e 50g/l

Após os 217 dias de monitoramento em funcionamento contínuo com TDH de 4h e a

seguir de 8h os reatores foram esvaziados para o início do tratamento com 100g/l de areia. Foi

possível notar grande quantidade de lodo aderido na parte cônica inferior dos decantadores

após o processo de esvaziamento.

Entretanto, não foi possível quantificar a quantidade de sólidos presente no reator ao

final do período. O lodo retirado na limpeza dos decantadores também não foi quantificado,

de forma que não foi possível determinar todos os termos do balanço de massa. Ficou em

aberto, portanto, a questão sobre se os sólidos acumulados no reator irão necessitar de

processos periódicos de purga ou se estão saindo com o lodo que fica sobrenadando nos

decantadores.

A figura 9.20 apresenta os sólidos totais para a série de TDH=8h e 100g/l de areia. Os

valores numéricos podem ser conferidos nas tabelas correspondentes à carreira 7 do anexo A.

218

0100200300400500600700800900

1000

4/10 11/10 16/10 23/10 30/10 6/11 13/11 20/11 27/11 4/12 11/12 18/12 3/1 8/1 15/1 23/1

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente (a)

0100200300400500600700800900

1000

4/10 11/10 16/10 23/10 30/10 6/11 13/11 20/11 27/11 4/12 11/12 18/12 3/1 8/1 15/1 23/1

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente (b)

Figura 9.20: Sólidos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDH = 8h e 100g/l

Observa-se na figura 9.20 que o padrão de evolução no tempo das leituras é

semelhante ao observado com 8 horas e 50g/l (figura 9.18). Na maioria das amostras os

sólidos totais no efluente dos dois reatores são menores que no esgoto afluente, demonstrando

a ocorrência de acúmulo nos reatores. Nesta carreira apenas uma vez o R12 apresentou

sólidos totais no efluente (862mg/l) maior que no esgoto afluente (777mg/l). e em outra

determinação houve uma liberação bem maior de sólidos fixos, 741mg/l no efluente e

332mg/l afluente, mas os sólidos totais no efluente (644mg/l) permaneceram abaixo do

afluente (1223mg/l).

No R6 não se registrou em nenhuma análise a liberação de mais sólidos totais do que o

valor afluente.

A figura 9.21 apresenta os valores registrados de sólidos suspensos totais, fixos e

voláteis para os dois reatores no período de ensaios com TDH = 8h e concentração de 100g/l.

Os valores utilizados para construir os gráficos da figura 9.21 são apresentados nas tabelas da

carreira 7 do anexo A.

Observa-se na figura 9.21 que, no R12, os sólidos suspensos voláteis são reduzidos no

efluente, repetindo o padrão já comentado com mesmo TDH e concentração de 50g/l. Com

219

sólidos suspensos fixos ocorreram duas ocasiões com concentrações no efluente maior que o

afluente.

0

50

100

150

200

250

300

4/10 11/10 16/10 23/10 30/10 6/11 13/11 20/11 27/11 4/12 11/12 18/12 3/1 8/1 15/1 23/1

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SSF-Afluente SSF-Efluente SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente SST-Efluente (a)

0

50

100

150

200

250

300

4/10 11/10 16/10 23/10 30/10 6/11 13/11 20/11 27/11 4/12 11/12 18/12 3/1 8/1 15/1 23/1

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SSF-Afluente SSF-Efluente SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente SST-Efluente (b)

Figura 9.21: Sólidos suspensos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDH = 8h e 100g/l

Após o período considerado nas figuras 9.20 e 9.21 os reatores foram novamente

esvaziados para a instalação do propulsor axial auxiliar. Os dados de sólidos totais dessa fase

são apresentados na figura 9.22 para TDHs de 8h, 6h e 4h. Valores numéricos de origem dos

gráficos constam nas tabelas correspondentes à carreira 8 no anexo A.

220

0

200

400

600

800

1000

1200

18/7 1/8 15/8 29/8 12/9 26/9 3/10 10/10 15/10 22/10 29/10 5/11

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente

8h 6h 4h

(a)

0

200

400

600

800

1000

1200

18/7 1/8 15/8 29/8 12/9 26/9 3/10 10/10 15/10 22/10 29/10 5/11

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente

8h 6h 4h

(b)

Figura 9.22: Sólidos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDHs de 8h, 6h e 4h e 100g/l

Durante o período abrangido pelos gráficos da figura 9.22 apenas em uma leitura (dia

31/10) do R6 registrou-se no efluente concentração de ST maior que no esgoto afluente. No

restante do período ocorreu acúmulo de sólidos, explicitado nas tabelas 9.16 (R12) e 9.17

(R6). As médias foram apresentadas nas tabelas 9.14 (R12) e 9.15 (R6).

A figura 9.23 apresenta os dados de sólidos suspensos totais, fixos e voláteis obtidos

com TDHs de 8, 6 e 4 horas. Os valores numéricos de origem constam nas tabelas

correspondentes à carreira 8 no anexo A.

221

0

100

200

300

400

500

600

18/7 1/8 15/8 29/8 12/9 26/9 3/10 10/10 15/10 22/10 29/10 5/11

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SSF-Afluente SSF-Efluente SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente SST-Efluente

8h 6h 4h

(a)

0

100

200

300

400

500

600

18/7 1/8 15/8 29/8 12/9 26/9 3/10 10/10 15/10 22/10 29/10 5/11

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SSF-Afluente SSF-Efluente SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente SST-Efluente

8h 6h 4h

(b)

Figura 9.23: Sólidos suspensos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDHs de 8h, 6h e 4h e 100g/l

A figura 9.24 apresenta os sólidos totais registrados na continuação da carreira 8, com

tempo de detenção de 3h e 2h.

222

0100200300400500600700800900

1000

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente

3h 2h

(a)

0100200300400500600700800900

1000

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente

3h 2h

(b)

Figura 9.24: Sólidos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDHs de 3h e 2h e 100g/l

Verifica-se na figura 9.24 que o aumento das vazões afluentes para valores que

resultaram nos TDHs de 3h e 2h não provocaram alterações significativas no padrão de

funcionamento dos reatores com relação aos sólidos totais. Valores numéricos do acúmulo de

sólidos totais ocorrido no período de 84 dias coberto pelos gráficos da figura 9.24 são

apresentados nas tabelas 9.16 (R12) e 9.17 (R6).

A figura 9.25 apresenta os sólidos suspensos observados no mesmo período da carreira

8, ou seja, com TDH de 3 e 2 horas.

223

0

50

100

150

200

250

300

350

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SSF-Afluente SSF-Efluente SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente SST-Efluente

3h 2h

(a)

0

50

100

150

200

250

300

350

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SSF-Afluente SSF-Efluente SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente SST-Efluente

3h 2h

(b)

Figura 9.25: Sólidos suspensos totais, fixos e voláteis no afluente e na saída do R12 (a) e R6 (b) obtidos com TDHs de 3h e 2h e 100g/l

Observa-se no dia 21/01 valores mais altos de sólidos suspensos voláteis no efluente

de ambos os reatores, acompanhado pela parcela de suspensos fixos. Esse padrão é

consistente com a liberação de biomassa no efluente, pois houve um sensível aumento da

DQO efluente nesse dia, registrando-se 300mg/l no R12 e 276mg/l na saída do R6. A

coincidência desses valores máximos num mesmo dia leva à hipótese de alguma falha de

operação, possivelmente na regulagem da vazão de ar, pois atingiu os dois reatores ao mesmo

tempo. Um aumento súbito da vazão de ar pode provocar, pelo aumento da expansão, a

expulsão rápida de grande quantidade de biomassa, com efeito compatível com os valores

observados.

224

Tabela 9.16: Balanço de sólidos totais no R12

Afluente Efluente Acúmulo

Série

Dias ST (kg)

SF (kg)

SV (kg)

ST (kg)

SF (kg)

SV (kg)

ST (kg)

SF (kg)

SV (kg)

4-50 119 329,8 105,5 224,3 268,2 97,6 170,7 61,5 7,9 53,6

8-50 98 141,6 50,2 91,4 112,5 44,4 68,1 29,1 5,8 23,3

8-100 111 156,9 63,0 93,9 115,2 58,3 61,9 41,7 4,7 32,0

8-100A 21 30,0 13,4 23,7 17,9 12,3 17,5 12,1 1,1 6,2

6-100A 42 95,7 31,3 64,4 65,4 26,9 38,5 30,3 4,3 25,9

4-100A 35 86,3 36,7 49,6 69,8 32,5 37,2 16,5 4,2 12,4

3-100A 35 116,5 52,9 63,7 91,4 48,6 42,8 25,1 4,2 20,9

2-100A 49 221,2 97,7 123,5 173,4 95,3 78,1 47,8 2,4 45,4

Tabela 9.17: Balanço de sólidos totais no R6

Afluente Efluente Acúmulo

Série

Dias ST (kg)

SF (kg)

SV (kg)

ST (kg)

SF (kg)

SV (kg)

ST (kg)

SF (kg)

SV (kg)

4-50 119 165,2 52,8 112,3 144,1 46,1 98,0 21,0 6,7 14,3

8-50 98 70,9 25,1 45,8 56,1 22,2 33,9 14,8 2,9 11,9

8-100 111 78,6 31,6 47,0 58,5 28,2 30,2 20,1 3,3 16,8

8-100A 21 15,0 6,7 11,9 12,0 6,2 9,9 3,1 0,5 1,9

6-100A 42 47,9 15,7 32,3 30,8 12,5 18,3 17,1 3,1 14,0

4-100A 35 43,2 18,4 24,9 36,9 16,3 20,6 6,3 2,1 4,3

3-100A 35 58,4 26,5 31,9 43,2 23,8 19,5 15,1 2,7 12,4

2-100A 49 110,8 48,9 61,9 83,6 45,8 37,8 27,1 3,1 24,0

Durante o período total da carreira 8, englobando os tempos de 8, 6, 4, 3 e 2 horas, a

quantidade de sólidos totais acumulada no R12 pode ser obtida na tabela 9.16, totalizando

131,8kg. Para sólidos fixos obtém-se 16,2kg e para o acúmulo de sólidos voláteis, 110,8kg.

Para o R6 a tabela 9.17 fornece os valores correspondentes: 68,8kg de sólidos totais, 11,5kg

fixos e 56,6kg voláteis. Em termos percentuais o acúmulo foi para sólidos totais 24,0% (R12)

e 25% (R6), para sólidos fixos 7% e 9,9% e para sólidos voláteis 34,1% e 34,8%, sempre para

o R12 e R6, respectivamente.

No restante do período ocorreu acúmulo de sólidos, explicitado nas tabelas 9.16 (R12)

e 9.17 (R6).

Na tabela 9.16, verifica-se que, para um total de 98 dias de operação com TDH = 8h,

ocorreu um acúmulo de sólidos totais de 29,1kg no R12 e, na tabela 9.17, encontra-se 14,8kg

de acúmulo para o R6 na mesma situação. Esses números correspondem a 20,6% (R12) e

20,9% para o R6, valores praticamente iguais tendo em vista a margem de erro envolvida na

estimativa. Em termos de sólidos fixos, obteve-se acúmulo de 5,8kg (R12) e 2,9kg (R6),

225

correspondendo a 11,5% (R12) e 11,6% (R6). Para sólidos voláteis, o acúmulo foi de 23,3kg

(R12) e 11,9 (R6), percentuais de 25,5% (R12) e 26% (R6). Ao contrário do verificado com

TDH de 4h, com TDH = 8h as concentrações relativas de sólidos fixos e voláteis foram iguais

nos efluentes do R6 e no R12.

As tabelas 9.18 e 9.19 apresentam o balanço de massa de sólidos suspensos nos

reatores R12 e R6, respectivamente.

Tabela 9.18: Balanço de sólidos suspensos no R12

Afluente Efluente Acúmulo

Série

Dias SS (kg)

SSF (kg)

SSV (kg)

SS (kg)

SSF (kg)

SSV (kg)

SS (kg)

SSF (kg)

SSV (kg)

4-50 119 65,5 8,1 57,9 55,6 7,7 49,9 9,8 0,4 8,0

8-50 98 28,4 3,6 24,9 19,0 2,3 16,8 9,5 1,2 8,0

8-100 111 44,5 7,7 38,2 21,6 2,4 19,3 22,9 5,3 18,9

8-100A 21 7,4 0,8 6,8 4,5 0,4 4,3 2,8 0,5 2,5

6-100A 42 26,0 3,6 22,4 23,4 3,5 19,9 2,6 0,0 2,5

4-100A 35 25,1 2,8 22,3 8,1 0,9 7,3 16,9 1,9 15,0

3-100A 35 23,7 2,5 21,2 8,5 0,8 7,7 15,2 1,6 13,5

2-100A 49 57,0 7,9 49,1 40,0 9,1 31,0 17,0 -1,2 18,2

Tabela 9.19: Balanço de sólidos suspensos no R6

Afluente Efluente Acúmulo

Série

Dias SS (kg)

SSF (kg)

SSV (kg)

SS (kg)

SSF (kg)

SSV (kg)

SS (kg)

SSF (kg)

SSV (kg)

4-50 119 32,8 4,1 29,0 36,6 4,7 30,8 -3,8 -0,7 -1,8

8-50 98 14,2 1,8 12,4 7,3 1,0 6,2 7,0 0,8 6,2

8-100 111 22,3 3,9 19,1 10,0 1,1 8,9 12,3 2,8 10,2

8-100A 21 3,7 0,4 3,4 2,5 0,3 2,3 1,2 0,1 1,1

6-100A 42 13,0 1,8 11,2 6,2 0,9 5,3 6,8 0,8 6,0

4-100A 35 12,6 1,4 11,2 5,6 0,6 5,4 6,9 0,8 5,8

3-100A 35 11,8 1,2 10,6 4,1 0,5 3,7 7,7 0,8 6,9

2-100A 49 28,5 3,9 24,6 16,2 1,9 14,3 12,4 2,0 10,3

Em termos de sólidos suspensos verifica-se nas tabelas 9.18 e 9.19 que ocorreu, nos

dias de operação consecutiva, um acúmulo de 54,5kg (R12) e 35kg (R6), representando

respectivamente 39,2% e 50,2% da quantidade afluente. O balanço de sólidos suspensos

voláteis registra no mesmo período acúmulos de 51,7kg (R12) e 30,1kg (R6), correspondendo

a respectivamente 42,5% e 49,3% da quantidade afluente.

As tabelas 9.18 e 9.19 registram para a série 8-100 um acúmulo de 22,9kg de sólidos

suspensos para o R12 e 12,3 para o R6. Desse total, 18,0kg e 10,2kg são voláteis,

226

respectivamente no R12 e R6. Em termos percentuais dos sólidos suspensos afluentes, tem-se

acúmulo de 51,4% (R12) e 55,2% (R6).

9.4. Fósforo

Na etapa 2, onde ocorreu a operação dos reatores R12 e R6 com 100g/l de meio

suporte e variando o TDH de 4 e 8h, constatou-se, com os resultados de nitrogênio, que estava

ocorrendo nitrificação e desnitrificação.

Desta forma, quando se pensou em instalar o propulsor axial auxiliar (etapa3), abriu-se

uma discussão sobre a possibilidade de estar ocorrendo também remoção de fósforo (P), pois

as condições de pH, temperatura do esgoto, concentração de OD no topo do reator eram todas

favoráveis.

Com isso, na etapa 3, além das determinações analíticas já efetuadas, foram realizadas

também determinações analíticas de fósforo total e ortofosfato.

A figura 9.26 apresenta os resultados de concentração de fósforo (a) e remoção

percentual (b) obtidos na etapa 3 com TDHs de 8h, 6h e 4h. Os dados completos com os

valores das determinações analíticas usados para construir os gráficos 9.26 a 9.29 são

apresentados nas tabelas correspondentes à carreira 8 no anexo A

227

0

2

4

6

8

10

12

14

16

25/7 8/8 22/8 5/9 19/9 1/10 8/10 10/10 17/10 24/10 31/10

Con

cent

raçã

o Fó

sfor

oTo

tal (

mg-

P/l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

8h 6h 4h

(a)

0

10

20

30

40

50

60

25/7 8/8 22/8 5/9 19/9 1/10 8/10 10/10 17/10 24/10 31/10

Rem

oção

(%)

R12 R6

8h 6h 4h

(b)

Figura 9.26: Concentração (a) e remoção (b) de fósforo total

Com a figura 9.26 (a) e (b) constata-se que as concentrações de fósforo total do esgoto

afluente ficaram em torno de 11mg-P/l e que as concentrações de fósforo total no efluente,

tanto no R12 como R6, situaram-se em 7mg-P/l, independente do TDH. Os dados de

TDH = 4h foram ligeiramente piores em termos de remoção. A remoção média ficou em torno

dos 40%.

A figura 9.27 apresenta os resultados de ortofosfato durante o mesmo período

mostrado na figura 9.26.

228

0,0

2,0

4,0

6,0

8,0

10,0

12,0

25/7 8/8 22/8 5/9 19/9 1/10 8/10 10/10 17/10 24/10 31/10

Con

cent

raçã

o O

rtofo

sfat

o (m

g-P

/l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

8h 6h 4h

(a)

0

10

20

30

40

50

60

25/7 8/8 22/8 5/9 19/9 1/10 8/10 10/10 17/10 24/10 31/10

Rem

oção

(%)

R12 R6

8h 6h 4h

(b)

Figura 9.27: Concentração (a) e remoção percentual (b) de ortofosfato

Pela figura 9.27 (a) e (b) observa-se que o comportamento com relação à diminuição

do TDH foi semelhante, ou seja, baixas remoções e relativamente independentes do TDH. As

remoções de ortofosfato foram menores e com maior variabilidade, situando-se em torno dos

20%.

Ao longo de toda a carreira registraram-se em 6 ocasiões remoções praticamente nulas

nos dois reatores, além de uma com remoção nula no R12 e outra no R6. É muito provável

que tenham ocorrido problemas nessas determinações, pois em vários dias de análise as

concentrações de ortofosfato no esgoto afluente foram menores que no efluente.

As séries de dados obtidos na continuação da mesma carreira, com TDHs de 3h e 2h

são apresentadas a seguir. A figura 9.28 apresenta as concentrações (a) e remoções (b) de

fósforo total e a figura 9.29 os mesmos índices relativos ao ortofosfato.

229

0

2

4

6

8

10

12

14

16

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Con

cent

raçã

o Fó

sfor

oTo

tal (

mg-

P/l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

3h 2h

(a)

0

10

20

30

40

50

60

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Rem

oção

(%)

R12 R6

3h 2h

(b)

Figura 9.28: Concentração (a) e remoção (%) de fósforo total, TDH 3h e 2h

Quando se analisam as figuras 9.28 (a) e (b) e 9.29 (a) e (b) abrangendo

sucessivamente os TDHs de 3h e 2h observa-se o mesmo comportamento na remoção de

fósforo nas duas formas analisadas, ou seja, remoção muito baixa de ortofosfato.

Com TDH= 2h os resultados foram insignificantes, pois em vários dias de análise não

houve praticamente remoção nenhuma.

De uma maneira geral a remoção de fósforo não foi significativa, corroborando a

opção pela retirada do propulsor axial e instalação de um sistema de flotação.

230

0,0

2,0

4,0

6,0

8,0

10,0

12,0

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Con

cent

raçã

o O

rtofo

sfat

o(m

g-P/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

3h 2h

(a)

0

10

20

30

40

50

60

12/11 19/11 26/11 3/12 10/12 17/12 14/1 21/1 28/1 4/2 11/2 18/2 25/2

Rem

oção

(%)

R12 R6

3h 2h

(b)

Figura 9.29: Concentração (a) e remoção percentual (b) de ortofosfato, TDH 3h e 2h

A tabela 9.20 a seguir apresenta um resumo dos valores de fósforo total e ortofosfato

obtidos na carreira, bem como as remoções percentuais.

Tabela 9.20: Valores médios do fósforo total e ortofosfato e remoções percentuais médias

Fósforo Total (mg-P/l) Remoção % Ortofosfato (mg-P/l) Remoção (%) Série

Aflu R12 R6 R12 R6 Aflu R12 R6 R12 R6 Todos 10,0 - - - - 5,4 - - - -

8-100A 11,2 6,8 6,8 39,1 39,4 6,0 5,7 6,1 6,0 -0,5

6-100A 11,1 6,6 6,4 40,4 42,5 6,5 5,3 5,6 18,1 12,7

4-100A 10,0 6,4 6,7 35,5 32,5 5,8 4,9 5,4 14,8 7,1

3-100A 9,7 6,6 6,5 31,9 33,0 6,1 4,9 4,9 18,3 19,5

2-100A 9,1 7,1 6,7 21,7 25,5 5,7 5,1 5,2 10,5 9,4

231

9.5. Análise dos Efeitos de Altura, TDH e Concentração.

A análise estatística dos efeitos de altura, TDH e concentração utilizou a comparação

entre as médias amostrais por meio de testes de significância da diferença entre médias. A

menos que explicitamente citado, os intervalos de confiança utilizados para rejeição das

hipóteses de nulo foi de 95%. Entretanto, em amostras pequenas, o desvio padrão da amostra

não é uma boa estimativa do desvio padrão da população. Por isso foi empregada a

distribuição t (de Student), utilizada nos casos em que não é possível retirar grande número de

amostras, para determinar o intervalo de confiança das médias amostrais.

No teste de hipóteses para a diferença entre médias elas foram agrupadas duas a duas,

e testadas conforme o procedimento usual do teste t para diferenças entre duas médias com

números de amostras diferentes (Steel e Torrie, 1960). Na maioria das determinações

analíticas aparece também o resultado do teste F como informação adicional.

O primeiro passo da análise, entretanto, foi a identificação dos pontos extremos

(outliers), neste caso constituídos por amostras viciadas ou determinações analíticas

defeituosas. Para isso foram calculadas a média amostral e desvio padrão amostral das séries

de dados originais e eliminadas as leituras com diferenças acima de 2 desvios padrão em

relação à média. Esses pontos são marcados com um asterisco nas tabelas de dados obtidos do

Anexo A.

No caso de testes da significância das variações provocadas pelo TDH e concentração

de meio suporte, as séries de dados utilizadas não são simultâneas, ou seja, cada conjunto de

parâmetros corresponde a diferentes períodos, de forma que as variáveis de entrada podem

não ser iguais. Por isso, foi executado um teste de igualdade de médias afluentes de cada

parâmetro analisado. Para isso as médias de cada tratamento (TDH e concentração) foram

comparadas com a média de todas as amostras.

Na aplicação do teste t é necessário demonstrar inicialmente que os dados das séries

são amostras de populações que seguem a distribuição Normal e portanto seguem também a

distribuição Normal, ou seja, são amostras não viciadas. Embora este teste tenha sido

executado com a maioria dos parâmetros, utilizando avaliação gráfica e teste de qui-quadrado

com auxílio do programa “Statistica”, esses resultados não serão apresentados explicitamente

neste trabalho, para brevidade.

232

9.5.1. DBO e DQO

A tabela 9.21 mostra a comparação entre médias afluentes de DBO. A hipótese de

nulo é que a média de cada série não é diferente da média global de todos os dados. Na tabela

tem-se N = número de dados, SD = desvio padrão, t e F variáveis do teste e tmax e Fmax os

limites para rejeição da hipótese.

Tabela 9.21: Teste de variância das médias de DBO bruta afluente.

Série N Média

(mg/l)

SD

(mg/l) t .tmax F = Fmax Rejeita Ho?

Total 94 290 46,3

4-50 14 267 50,8 1,70 1,98 2,89 3,93 N N

8-50 8 302 40,5 0,73 1,98 0,53 3,94 N N

8-100A 14 295 40,2 0,42 1,98 0,18 3,93 N N

6-100A 4 315 30,8 1,06 1,98 1,12 3,94 N N

4-100A 11 323 33,1 2,33 1,98 5,45 3,93 S S

3-100A 10 281 29,5 0,59 1,98 0,34 3,93 N N

2-100A 12 283 42,6 0,51 1,98 0,26 3,93 N N

3-100F15% 8 306 52,9 0,93 1,98 0,87 3,94 N N

3-100F20% 13 269 57,0 1,47 1,98 2,17 3,93 N N

Portanto verifica-se que, com exceção do ensaio com TDH de 4h e concentração de

meio suporte de 100g/l, todas as médias de entrada (esgoto afluente) são iguais, ao nível de

significância de 95%. O ensaio com 4h e 50g/l foi realizado com a menor média de entrada

(267mg/l) ao passo que a maior média na entrada ocorreu durante o monitoramento de 4h com

100g/l.

Observa-se que na tabela 9.21 estão incluídos na média global valores de duas séries

complementares que pertencem à Etapa 4 e que serão discutidas diretamente no próximo

capítulo, ou seja, 3-100F15% e 3-100F20%. Entretanto, seus dados já foram incluídos na

análise com base em que quanto maior a amostra maior a confiança sobre a estimativa

amostral da média populacional.

O gráfico tipo “box plot” da figura 9.30 apresenta as características estatísticas básicas

das séries de DBO afluente de todos os ensaios.

233

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômalo

DBO Bruta Afluente

DB

O (m

g/l)

140

200

260

320

380

440

500

TODOST4C50

T8C50T8C100

T6C100AT4C100A

T3C100AT2C100A

T3 F15T3 F20

Figura 9.30: Características das séries de DBO afluente.

O efeito da altura do reator sobre a DBO bruta na saída (efluente) é investigado a

seguir, também com base na hipótese de nulo de que as médias são iguais. A tabela 9.22

apresenta os resultados dos testes t e F efetuados.

Tabela 9.22: Teste de significância do efeito da altura sobre a DBO. Hipótese de nulo Ho: DBO R12m =

DBO R6m

Série Reator N Media (mg/l)

SD (mg/l)

t tmax F Fmax Rej Ho?

R 12m 12 48 30,0 4 – 50 R 6m 14 50 22,9

0,22 2,06 0,05 4,26 N N

R 12m 8 51 19,0 8 – 50 R 6m 8 40 21,7

1,10 2,14 1,21 4,60 N N

R 12m 12 74 40,2 8 – 100 R 6m 12 62 27,3

0,87 2,07 0,75 4,30 N N

R 12m 5 29 12,0 6 – 100A R 6m 6 32 12,0

0,41 2,26 0,17 5,12 N N

R 12m 10 39 9,0 4 – 100A R 6m 10 34 7,7

1,36 2,10 1,86 4,41 N N

R 12m 9 31 9,7 3 – 100A R 6m 9 31 6,8

0,06 2,12 0,00 4,49 N N

R 12m 11 57 16,8 2 – 100A

R 6m 13 86 27,5 3,10 2,07 9,60 4,30 S S

Verifica-se na tabela 9.22 que o R12 apresentou média menor nos ensaios 4-50, 6-

100A e 2-100A. O R6 apresentou melhor desempenho nos ensaios 8-50, 8-100, 4-100A e no

ensaio 3-100A os resultados foram iguais. Entretanto, nenhuma dessas diferenças mostrou-se

234

significativa ao nível de 95% de confiança, com exceção do ensaio 2-100A, devido ao valor

elevado do desvio padrão em relação às médias.

Portanto houve diferença significativa nas médias, ao nível de 95%, apenas durante o

ensaio com TDH de 2h e concentração 100g/l. Neste ensaio a média da DBO bruta na saída

do reator R12 foi de 57mg/l e a do R6 de 86mg/l.

A figura 9.31 resume as características básicas das séries de saída da DBO bruta no

reator R12 (a) e R6 (b).

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômalo

DBO Bruta R12

DB

O (m

g/l)

0

20

40

60

80

100

T4C50T8C50

T8C100T6C100A

T4C100AT3C100A

T2C100AT3 F15

T3 F20

(a)

MáximoMínimo75%25%Mediana

DBO Bruta R6

DB

O (m

g/l)

0

20

40

60

80

100

120

140

T4C50 T8C50 T8C100 T6C100A T4C100A T3C100A T2C100A (b)

Figura 9.31: Características básicas das séries de DBO efluente dos reatores

235

A figura 9.32 resume os efeitos do TDH, altura do reator e concentração de areia sobre

a DBO bruta efluente sob a forma de um gráfico de dispersão x-y.

0102030405060708090

100

0 2 4 6 8 10TDH (h)

DB

O (m

g/l) R12 50g/l

R12 100g/lR6 50g/lR6 100g/l

Figura 9.32: Efeito do TDH , concentração de meio suporte (areia) e altura sobre a DBO bruta efluente

Observa-se na figura 9.32 que, com baixa carga afluente, ou seja, TDH=8h, o aumento

da concentração de meio suporte prejudicou os resultados do tratamento. Para TDH de 4 horas

houve melhora no efluente de ambos os reatores quando aumentou a concentração de areia

(meio suporte).

A DBO filtrada efluente dos reatores é discutida a seguir. A tabela 9.23 apresenta o

resultado do teste de hipóteses para o efeito da altura. A hipótese de nulo adotada é de que a

média do R12 é igual à media do R6 em cada série, correspondendo a um dado TDH e

concentração de meio suporte.

Tabela 9.23: Características da DBO filtrada efluente e verificação do efeito da altura. Hipótese de nulo

Ho: DBO R12m = DBO R6m

R12 R6

Série N

Média

(mg/l)

SD

(mg/l) N

Média

(mg/l)

SD

(mg/l)

T Tmax F Fmax Rejeita Ho?

4-50 14 10 3,7 13 6 2,7 3,15 2,06 9,93 4,24 S S

8-50 14 4 1,0 14 5 1,5 0,59 2,06 0,35 4,23 N N

8-100 17 7 3,2 15 6 3,1 0,04 2,04 0,00 4,17 N N

6-100A 6 5 1,6 7 4 1,3 0,89 2,20 0,79 4,84 N N

4-100A 10 5 0,9 11 4 1,1 1,65 2,09 2,74 4,38 N N

3-100A 9 3 0,7 10 5 2,6 1,60 2,11 2,57 4,45 N N

2-100A 11 7 1,6 12 6 2,5 0,43 2,08 0,18 4,32 N N

236

Observa-se na tabela 9.23 que, em 5 séries de dados, o resultado do R6 foi melhor e

somente em 2, a saber, 8-50 e 3-100A, o R12 apresentou menores valores de DBO filtrada na

saída. A maior diferença entre os resultados das duas alturas ocorreu com TDH de 4h e 50g/l,

com o reator 6m apresentando melhor desempenho. Pode-se observar na tabela 9.21 e na

figura 9.30 que, neste ensaio, a DBO afluente tinha média menor que a média global, embora

com diferença não significativa ao nível de 95%.

As características estatísticas básicas das séries de DBO filtrada efluentes são

melhores visualizadas no gráfico tipo “box-plot” da figura 9.33.

MáximoMínimo75%25%Mediana

DBO Filtrada R12

DB

O (m

g/l)

0

4

8

12

16

T4C50T8C50

T8C100AT6C100A

T4C100AT3C100A

T2C100AT3 F15

T3 F20

(a)

MáximoMínimo75%25%Mediana

DBO Filtrada R6

DB

O (m

g/l)

0

2

4

6

8

10

12

14

T4C50 T8C50 T8C100A T6C100A T4C100A T3C100A T2C100A(b)

Figura 9.33: Características básicas das séries de DBO filtrada efluente dos reatores

237

No gráfico da figura 9.34 apresenta-se o efeito do TDH e da concentração de meio

suporte sobre a DBO filtrada na saída do R12 (a) e R6 (b). As barras de erros correspondem a

um desvio padrão acima e abaixo da média.

0

2

4

6

8

10

12

14

0 2 4 6 8 10TDH ( h )

DB

O (m

g/l)

100 g/l

50g/l

(a)

0

2

4

6

8

10

12

0 2 4 6 8 10TDH ( h )

DB

O (m

g/l)

100 g/l

50g/l

(b) Figura 9.34: Relação entre TDH e DBO filtrada na saída do reator R12 (a) e R6 (b) para as concentrações

de meio suporte de 50g/l e 100g/l.

A figura 9.34 ilustra o fato de que, embora seja possível notar uma tendência da DBO

aumentar com a diminuição do TDH, a variabilidade dos dados, indicada na figura pelas

barras de um desvio padrão acima e abaixo do ponto médio, não permite estabelecer com

significância estatística o efeito do TDH.

Como as médias de entrada variaram ao longo dos experimentos, embora sejam

estimativas equivalentes das médias populacionais ao nível de significância de 95%, os efeitos

das configurações podem ser melhores avaliados em termos de remoção média. Assim, no

gráfico da figura 9.35 pode-se visualizar o efeito do TDH, concentração e altura do reator

sobre a eficiência de remoção de DBO filtrada. Valores calculados com as médias.

238

96

97

97

98

98

99

99

0 2 4 6 8 10TDH (h)

Rem

oção

(%)

12m 50g/l

12m 100g/l

6m 50g/l

6m 50g/l

Figura 9.35: Remoção de DBO filtrada em função do TDH para os dois reatores e concentrações de meio

suporte investigadas A observação do gráfico da figura 9.35 permite inferir, que com a concentração de

meio suporte de 50g/l, a diminuição do TDH afetou de maneira sensível a eficiência de

remoção de DBO filtrada. Entretanto, para a concentração de 100mg/l, este efeito não foi

observado, com os tempos de 8h e 2h apresentando as menores eficiências e o TDH = 3h a

maior eficiência.

A tabela 9.24 apresenta a comparação entre as médias afluentes de DQO. A hipótese

de nulo é que a média de cada série é igual à média global de todos os dados. A tabela segue a

mesma notação das anteriores, tabelas 9.21 a 9.23.

Tabela 9.24: Teste de variância das médias de DQO bruta afluente

Série N Média

(mg/l)

SD

(mg/l) t .tmax F = Fmax Rejeita Ho?

Total 114 622 127

4-50 17 566 94 1,73 1,98 3,00 3,91 N N

8-50 11 584 60 0,98 1,98 0,97 3,92 N N

8-100 14 648 71 0,75 1,98 0,56 3,92 N N

6-100A 7 784 239 3,09 1,98 9,56 3,92 S S

4-100A 12 662 135 1,03 1,98 1,06 3,92 N N

3-100A 11 611 96 0,28 1,98 0,08 3,92 N N

2-100A 14 653 185 0,82 1,98 0,67 3,92 N N

3-100F15% 10 649 158 0,64 1,98 0,40 3,92 N N

3-100F20% 15 541 159 2,25 1,98 5,04 3,92 S S

Portanto, a última série apresentou média inferior às outras, e a série 6-100A teve

média superior, ao nível de significância de 95%. As demais não apresentaram diferenças

significativas ao nível de 95%. O gráfico tipo box-plot da figura 9.36 apresenta a distribuição

das características básicas das séries de DQO afluente aos reatores nos diversos ensaios.

239

MáximoMínimo75%25%Mediana

DQO Bruta Afluente

(mg/

l)

460

520

580

640

700

760

TODOST4C50

T8C50T8C100

T8C100AT6C100A

T4C100AT3C100A

T2C100AT3 F15

T3 F20

Figura 9.36: Características básicas da DQO afluente nos diversos ensaios

A análise da DQO na saída dos reatores é apresentada na tabela 9.25 contendo a média

e desvio padrão de cada série, assim como os resultados dos testes de significância para a

diferença entre os resultados do reator R12 e o R6.

Tabela 9.25 : Características da DQO bruta na saída e verificação do efeito da altura. Hipótese de nulo

Ho: DQO R12m = DQO R6m

R12 R6

Série N

Média

(mg/l)

SD

(mg/l) N

Média

(mg/l)

SD

(mg/l)

T maxt F Fmax Rejeita Ho?

4-50 14 208 98 15 204 120 0,08 2,05 0,01 4,21 N N

8-50 10 147 55 9 127 48 0,84 2,11 0,70 4,45 N N

8-100 9 129 56 10 114 47 0,63 2,11 0,40 4,45 N N

8-100A 4 252 66 5 191 82 1,20 2,36 1,44 5,59 N N

6-100A 7 138 96 7 129 68 0,21 2,18 0,04 4,75 N N

4-100A 11 98 44 11 124 27 1,69 2,09 2,87 4,35 N N

3-100A 11 100 29 11 112 31 0,94 2,09 0,89 4,35 N N

2-100A 11 133 45 12 137 46 0,22 2,08 0,05 4,32 N N

Observa-se que, em 5 das 8 séries, o reator R6 apresentou menor DQO na saída.

Apenas nas 3 últimas séries o resultado foi melhor no Reator 12m. As diferenças nas médias,

entretanto, não foram significativas ao nível de 95%.

As características estatísticas básicas das séries de DQO bruta efluentes são melhor

visualizadas na figura 9.37.

240

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômalo

DQO Bruta R12

(mg/

l)

0

40

80

120

160

200

240

280

T4C50T8C50

T8C100T8C100A

T6C100AT4C100A

T3C100AT2C100A

T3 F15AT3 F15D

T3 F20AT3 F20D

(a)

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômalo

DQO Bruta R6

(mg/

l)

0

40

80

120

160

200

240

T4C50T8C50

T8C100T8C100A

T6C100AT4C100A

T3C100AT2C100A

(b) Figura 9.37: Características básicas das séries de DQO efluente dos reatores

A figura 9.38 resume os efeitos do TDH, altura do reator e concentração de areia sobre

a DQO bruta efluente.

241

70

80

90

100

110

120

130

140

0 2 4 6 8 10TDH (h)

DQ

O (m

g/l) R12 50g/l

R12 100g/lR6 50g/lR6 100g/l

Figura 9.38: Efeito do TDH , concentração de meio suporte (areia) e altura

sobre a DQO bruta efluente

Observa-se na figura 9.38 que, com a DQO, registrou-se o mesmo comportamento já

observado com a DBO. Com a maior concentração de areia, o resultado com TDH = 2h foi

tão bom quanto o de 4h com a menor concentração. O melhor resultado ocorreu com

TDH = 3h.

O tratamento estatístico dos dados da DQO filtrada dispensa a avaliação da

homogeneidade das séries afluentes, pois esse parâmetro não é avaliado na entrada dos

reatores, sendo que a tabela 9.24 apresentou esse dado para a DQO afluente. A tabela 9.26

apresenta o teste estatístico da diferença entre médias da DQO efluente dos reatores R12 e R6.

Tabela 9.26 : Características da DQO filtrada na saída e verificação do efeito da altura. Hipótese de nulo

Ho: DQO R12m = DQO R6m

R12 R6

Série N

Média

(mg/l)

SD

(mg/l) N

Média

(mg/l)

SD

(mg/l)

T tmax F Fmax Rejeita Ho?

4-50 27 55 19 25 37 14 3,85 2,01 14,8 4,03 S S

8-50 26 41 5 23 43 6 1,28 2,01 1,63 4,05 N N

8-100 18 43 13 18 40 13 0,64 2,03 0,41 4,13 N N

8-100A 4 77 13 4 79 15 0,15 2,45 0,02 5,99 N N

6-100A 6 46 8 7 52 17 0,80 2,20 0,63 4,84 N N

4-100A 10 34 5 9 33 4 0,67 2,11 0,45 4,45 N N

3-100A 9 32 4 10 31 5 0,36 2,11 0,13 4,45 N N

2-100A 13 42 9 13 46 10 1,30 2,06 1,70 4,26 N N

As características das séries de valores de DQO filtrada efluente dos reatores podem

ser melhor visualizadas nos gráficos tipo “box-plot” da figura 9.39.

242

MáximoMínimo75%25%Mediana

DQO Filtrada R12

DQ

O (m

g/l)

10

20

30

40

50

60

70

80

90

T4C50T8C50

T8C100T6C100A

T4C100AT3C100A

T2C100AT3 F15

T3 F20

(a)

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômalo

DQO Filtrada R6

DQ

O (m

g/l)

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

T4C50 T8C50 T8C100 T6C100A T4C100A T3C100A T2C100A(b)

Figura 9.39: Características básicas das séries de DQO filtrada efluente dos reatores.

A figura 9.40 resume os efeitos do TDH, altura do reator e concentração de areia sobre

a DQO filtrada efluente.

243

30

35

40

45

50

55

60

0 2 4 6 8 10TDH (h)

DQ

O F

iltr (

mg/

l)R12 50g/lR12 100g/lR6 50g/lR6 100g/l

Figura 9.40: Efeito do TDH , concentração de meio suporte (areia) e altura sobre a DQO filtrada efluente.

A figura 9.40 permite verificar o efeito de melhoria das condições de operação dos

reatores com o tempo durante a carreira realizada com o propulsor axial. Os valores com

TDHs de 8h e 6h foram obtidos durante o período de aclimatação do reator e a rigor não

devem ser considerados na análise do efeito do TDH.

Considerando apenas as séries de 4h, 3h e 2h, verifica-se que, apesar dos reatores já se

encontrarem fora do período de aclimatação, ainda ocorreu uma melhora no desempenho com

a diminuição do TDH de 4h para 3h. Apenas quando a vazão foi aumentada para valores

correspondentes a um TDH = 2 h o desempenho do reator voltou a piorar devido

possivelmente à sobrecarga.

Assim, enquanto que com 100g/l o desempenho melhorou quando o TDH diminuiu de

4h para 3h, com a menor concentração de meio suporte a diminuição do tempo de detenção

acarretou aumento na DQO de saída, conforme esperado.

Com relação ao efeito da concentração de meio suporte, observa-se na figura 9.36 que,

mesmo com resultados piores do que com 3h, os reatores produziram com 2h e 100g/l um

efluente melhor que o obtido em 4 horas com 50g/l.

9.5.2. Nitrogênio

A análise estatística dos dados de nitrogênio em suas diversas formas inicia-se, como

executado com os demais parâmetros, com a apresentação do teste de homogeneidade das

séries afluentes.

A tabela 9.27 apresenta a comparação entre as médias afluentes de NTK. A hipótese

de nulo é que a média de cada série não é diferente da média global de todos os dados.

244

Tabela 9.27: Teste de variância das médias de NTK afluente. Hipótese de Nulo = Afluentes tem a mesma média de NTK

Série N Média

(mg-N/l)

SD

(mg-N/l)

t .tmax F = Fmax Rejeita Ho?

Total 109 79,2 10,9

4-50 19 80,3 8,5 0,396 1,979 0,157 3,92 N N

8-50 15 77,6 11,2 0,542 1,980 0,294 3,92 N N

8-100 12 83,1 6,7 1,206 1,980 1,454 3,92 N N

6-100A 5 88,8 6,3 1,932 1,981 3,734 3,93 N N

4-100A 10 80,1 5,8 0,259 1,980 0,067 3,92 N N

3-100A 9 83,1 4,1 1,045 1,981 1,092 3,92 N N

2-100A 12 74,9 11,8 1,291 1,980 1,667 3,92 N N

3-100F15% 12 73,6 12,2 1,659 1,980 2,752 3,92 N N

3-100F20% 9 84,9 11,8 1,482 1,981 2,197 3,92 N N

Observa-se na tabela 9.27 que a última série analisada (3-100F15%) apresentou a

menor média (73,6mg-N/l) e a maior média afluente foi a da série 6-100A (88,8mg-N/l).

Entretanto, não são diferenças significativas ao nível de significância de 95%. O gráfico tipo

box-plot da figura 9.41 apresenta a distribuição das características básicas das séries de NTK

afluente aos reatores nos diversos ensaios.

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômalo

TKN - Afluente

(mg-

N/l)

45

55

65

75

85

95

105

TODOST4C50

T8C50T8C100

T8C100AT6C100A

T4C100AT3C100A

T2C100AT3 F15

T3 F20

Figura 9.41: Características básicas do NTK afluente nos diversos ensaios.

245

Com relação ao nitrogênio amoniacal, o teste de homogeneidade das séries afluentes é

apresentado na tabela 9.28. A tabela apresenta a comparação entre as médias afluentes de

nitrogênio amoniacal e a hipótese de nulo é que a média de cada série não é diferente da

média global de todos os dados.

Tabela 9.28: Teste de variância das médias de nitrogênio amoniacal afluente.

Hipótese de Nulo = Afluentes tem a mesma média de nitrogênio amoniacal Série N Média

(mg-N/l)

SD

(mg-N/l)

t .tmax F = Fmax Rejeita Ho?

Total 108 55,4 10,2

4-50 17 54,5 7,7 0,35 1,98 0,12 3,92 N N

8-50 14 57,3 11,5 0,65 1,98 0,42 3,92 N N

8-100 15 59,7 6,0 1,58 1,98 2,49 3,92 N N

8-100 A 5 65,6 5,1 2,22 1,98 4,93 3,93 S S

6-100 A 7 59,1 5,5 0,94 1,98 0,88 3,93 N N

4-100 A 10 47,2 5,7 2,51 1,98 6,30 3,92 S S

3-100 A 10 50,6 8,3 0,90 1,98 0,82 3,92 N N

2-100 A 12 47,9 10,0 2,43 1,98 5,91 3,92 S S

3-100F15% 9 48,2 8,7 2,98 1,98 8,90 3,92 S S

3-100F20% 14 75,7 11,0 6,96 1,98 48,38 3,92 S S

A análise da tabela 9.28 mostra que a quantidade de nitrogênio amoniacal no afluente

apresentou maior variação durante o período de ensaios. Das 10 séries apresentadas na tabela,

em 5 ocasiões as médias afluentes podem ser consideradas diferentes da média global no

período. A média foi superior em duas séries (8-100A e 3-100F20%) e inferior em 3 séries (4-

100A 2-100A e 3-100F15%), diferenças significativas ao nível de 95% de confiança.

O gráfico tipo box-plot da figura 9.42 apresenta a distribuição das características

básicas das séries de nitrogênio amoniacal afluente aos reatores nos diversos ensaios.

246

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômalo

N Amoniacal Afluente

(mg-

N/l)

25

35

45

55

65

75

85

95

TODOST4C50

T8C50T8C100

T6C100AT4C100A

T3C100AT2C100A

T3 F15T3 F20

Figura 9.42: Características básicas do nitrogênio amoniacal afluente nos diversos ensaios.

Com relação ao efeito da altura, apresenta-se a tabela 9.29 com o teste de variância das

médias efluentes do R12 e R6.

Tabela 9.29 : Dados do nitrogênio amoniacal efluente dos reatores e verificação do efeito da altura.

Hipótese de nulo Ho: R12m = R6m

Série N

R12

Média

(mg-N/l)

SD

(mg-N/l) N

R6

Média

(mg-N/l)

SD

(mg-N/l t tmax F Fmax Rejeita Ho?

4-50 11 1,8 2,5 18 1,8 6,8 0,00 2,05 0,00 4,21 N N

8-50 14 0,1 0,2 14 0,2 0,2 0,75 2,06 0,56 4,23 N N

8-100 13 0,4 0,4 13 0,4 0,5 0,44 2,06 0,20 4,26 N N

8-100A 3 0,2 0,3 3 0,2 0,2 0,00 2,78 0,00 7,71 N N

6-100A 7 0,3 0,3 7 0,1 0,2 1,20 2,18 1,43 4,75 N N

4-100A 12 0,9 0,6 12 0,4 0,5 2,02 2,07 4,07 4,30 N N

3-100A 10 1,3 0,6 10 1,1 0,4 0,18 2,10 0,03 4,41 N N

2-100A 13 15,7 9,9 12 12,1 5,2 0,70 2,07 0,48 4,28 N N

Observa-se que não houve diferença estatisticamente significativa no nitrogênio

amoniacal efluente do R12 e R6.

247

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômalo

N Amoniacal R12

(mg-

N/l)

0

4

8

12

16

20

24

28

T4C50T8C50

T8C100T6C100A

T4C100AT3C100A

T2C100AT3 F15A

T3 F15DT3 F20A

T3 F20D

(a)

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômalo

N Amoniacal R6

(mg-

N/l)

0

4

8

12

16

20

T4C50 T8C50 T8C100 T6C100A T4C100A T3C100A T2C100A(b)

Figura 9.43: Características básicas das séries de nitrogênio amoniacal efluente dos reatores

A figura 9.43 permite verificar claramente que com TDH=2h o funcionamento dos

dois reatores foi deficiente quanto à remoção de nitrogênio amoniacal.

Com relação ao nitrogênio amoniacal afluente, os menores valores médios foram os da

série 4-100A e 2-100A, respectivamente 47,2mg-N/l e 47,9mg-N/l, diferenças significativas,

ao nível de 95% de confiança, em relação à média global (54,5mg-N/l) das 108 leituras

válidas. Não houve diferenças estatisticamente significativas no nitrogênio amoniacal efluente

do R12 e R6.

248

Com relação ao nitrito na saída dos reatores, houve diferenças estatisticamente

significativas, conforme o resultado dos testes apresentados na tabela 9.30. A tabela 9.30

apresenta também os testes para diferenças nas médias de nitrato.

Tabela 9.30 : Características do nitrito e nitrato na saída e teste do efeito da altura. Hipótese de nulo Ho:

R12 = R6

Nitrito R12

(mg-N/l)

Nitrito R6

(mg-N/l)

Nitrato R12

(mg-N/l)

Nitrato R6

(mg-N/l)

Série

N Média SD N Média SD ?* N Média SD N Média SD ?*

4-50 17 1,9 3,6 18 0,4 0,5 S 19 20,6 12,3 17 30,5 8,8 S

8-50 14 0,3 0,1 16 0,2 0,1 S 16 27,8 7,1 16 35,8 4,9 S

8-100 11 0,2 0,2 13 0,8 2,1 N 15 24,9 12,2 15 26,2 10,2 N

8-100A 5 17,3 11,5 5 15,2 13,7 N 5 44,5 28,8 5 38,7 35,0 N

6-100A 6 0,2 0,1 6 0,1 0,1 N 6 19,3 5,7 6 18,9 4,0 N

4-100A 12 0,2 0,04 12 0,2 0,07 N 12 19,0 5,7 12 19,6 4,5 N

3-100A 11 0,3 0,1 10 0,8 0,4 S 10 10,9 1,5 9 8,8 2,4 S

2-100A 13 0,8 0,3 9 1,5 0,5 S 13 10,4 5,4 13 9,8 3,0 N

Obs: * ≡ Rejeita Hipótese de Nulo?

Observa-se na tabela 9.30 que, para o nitrito, ocorreram 4 séries com diferenças

significativas entre as duas alturas de reator (4-50, 8-50, 3100A, 2-100A) e, nas 4 restantes

não houve diferença do efeito altura. Nas séries com diferença significativa, inclui-se a 4-50

como a única em que o R12 foi pior que o R6. Essa série registrou irregularidades no

funcionamento do R12 já comentadas anteriormente e o dado de concentração de nitrito

corrobora as afirmações de que nessa série o R12 trabalhou abaixo de seu potencial. Nas

outras 3 séries com diferenças estatisticamente significativas o R12 sempre apresentou, em

média, menos nitrito na saída que o R6.

O teste do efeito altura para o nitrato resultou em 3 séries com diferenças significativas

entre o R12 e R6 (4-50, 8-50 e 3-100A) e em todas elas o R12 apresentou menos nitrato. Isso

pode ser indício de melhor desnitrificação no R12, mas o dado precisa ser cotejado com os

valores de remoção do nitrogênio para que se possa confirmar esta conclusão.

A figura 9.44 apresenta as características estatísticas básicas das séries de nitrito e

nitrato para o R12 e a figura 9.45 traz a mesma informação para o R6.

249

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômalo

Nitrito R12

(mg-

N/l)

0,0

0,5

1,0

1,5

2,0

2,5

3,0

3,5

4,0

T4C50T8C50

T8C100T6C100A

T4C100AT3C100A

T2C100AT3 F15A

T3 F15DT3 F20A

T3 F20D

(a)

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômalo

Nitrato R12

(mg-

N/l)

0

10

20

30

40

50

60

70

T4C50T8C50

T8C100AT8C100A

T6C100AT4C100A

T3C100AT2C100A

T3 F15AT3 F15D

T3F 20AT3F 20D

(b) Figura 9.44: Características básicas das séries de nitrito (a) e nitrato (b) no efluente do R12

250

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômalo

Nitrito R6

(mg-

N/l)

0,0

0,5

1,0

1,5

2,0

2,5

T4C50 T8C50 T8C100 T6C100A T4C100A T3C100A T2C100A(a)

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômalo

Nitrato R6

(mg-

N/l)

0

10

20

30

40

50

60

70

T4C50T8C50

T8C100AT8C100A

T6C100AT4C100A

T3C100AT2C100A

(b) Figura 9.45: Características básicas das séries de nitrito (a) e nitrato (b) no efluente do R6

A figura 9.46 resume os efeitos do TDH, altura do reator e concentração de areia sobre

a eficiência da remoção de nitrogênio pelos reatores, na forma de um gráfico de dispersão x-y.

251

35

45

55

65

75

85

0 2 4 6 8 10TDH (h)

(%)

R12-50R12-100R6-50R6-100

Figura 9.46: Efeito do TDH, concentração de meio suporte (areia) e altura sobre a eficiência na remoção

de nitrogênio

É interessante verificar na figura 9.46 que, para ambos os reatores, com 100g/l ocorreu

um progressivo aumento de eficiência à medida que o TDH diminuiu de 8h para 3h, só

piorando na operação com TDH = 2h. A eficiência com 2h foi ligeiramente superior à de 8h

de tempo de detenção. O índice máximo de remoção foi de cerca de 84% para TDH de 3h.

Operando com 50g/l ocorreu, repetindo o padrão já observado com outros índices, redução da

eficiência de remoção quando o TDH diminuiu de 8h para 4h. Novamente, repetindo padrão

já comentado, o pior resultado com 100g/l (TDH = 2h) foi ainda ligeiramente superior ao

melhor resultado obtido com 50g/l (TDH = 8h).

9.5.3. Fósforo

A análise estatística dos dados de fósforo total e ortofosfato inicia-se, como executado

com os demais parâmetros, com a apresentação do teste de homogeneidade das séries

afluentes.

A tabela 9.31 apresenta a comparação entre as médias afluentes de fósforo total. A

hipótese de nulo é que a média de cada série não é diferente da média global de todos os

dados.

252

Tabela 9.31: Teste de variância das médias de fósforo total afluente. Hipótese de Nulo = Afluentes tem a mesma média de fósforo total

Série N Média

(mg-P/l)

SD

(mg-P/l) t .tmax F = Fmax Rejeita Ho?

Total 72 10,0 1,3

8-100 3 11,2 0,2 1,47 1,99 2,16 3,97 N N

6-100A 7 11,1 1,2 2,02 1,99 4,10 3,97 S S

4-100A 12 10,0 1,2 0,12 1,99 0,01 3,96 N N

3-100A 11 9,7 1,3 0,70 1,99 0,50 3,96 N N

2-100A 14 9,1 2,1 2,23 1,99 4,99 3,95 S S

3-100F15% 13 9,8 1,7 0,51 1,99 0,26 3,96 N N

3-100F20% 15 10,3 1,3 0,69 1,99 0,48 3,95 N N

Quanto às concentrações de fósforo total, media dos valores encontrados no esgoto

afluente não apresentaram diferenças significativas, a não ser quando da série 6-100A e 2-

100A.

A tabela 9.32 apresenta o teste estatístico da diferença entre médias de fósforo total

efluente dos reatores R12 e R6, permitindo avaliar se a altura dos reatores foi estatisticamente

significante com relação a este parâmetro.

Tabela 9.32 : Fósforo Total na saída e verificação do efeito da altura.

Hipótese de nulo Ho: Fósforo Total R12 = Fósforo R6

R12

(mg-P/l)

R6

(mg-P/l) Série

N Média SD N Média SD

t Tmax F Fmax Rejeita Ho?

8-100A 3 6,8 0,6 3 6,8 1,1 0,05 2,78 0,00 7,71 N N

6-100A 7 6,6 1,4 7 6,4 1,2 0,34 2,18 0,11 4,75 N N

4-100A 12 6,4 0,5 12 6,7 1,1 0,80 2,07 0,65 4,30 N N

3-100A 11 6,6 0,6 11 6,5 0,4 0,48 2,09 0,23 4,35 N N

2-100A 14 7,1 1,1 14 6,7 0,9 0,90 2,06 0,82 4,23 N N

Por este teste verifica-se que não houve diferenças significativas, em termos de fósforo

total, entre o reator R6 e R12.

O teste de homogeneidade dos dados de ortofosfato no esgoto afluente é apresentado

na tabela 9.33

253

Tabela 9.33: Teste de variância das médias de ortofosfato esgoto afluente. Hipótese de Nulo = Afluentes tem a mesma média de ortofosfato

Série N Média

(mg-P/l)

SD

(mg-P/l) t .tmax F = Fmax Rejeita Ho?

Total 70 5,4 1,1

8-100 3 6,0 0,9 0,939 1,994 0,882 3,98 N N

6-100A 7 6,5 0,8 2,378 1,992 5,655 3,97 S S

4-100A 11 5,8 0,6 1,039 1,990 1,080 3,96 N N

3-100A 10 6,1 0,9 1,714 1,991 2,937 3,96 N N

2-100A 13 5,7 1,0 1,001 1,990 1,003 3,96 N N

3-100F15% 12 5,8 1,0 1,125 1,990 1,267 3,96 N N

3-100F20% 14 4,0 0,6 4,657 1,989 21,690 3,96 S S

Mais uma vez verificaram-se diferenças significativas para a serie 6-100A, o que

parece indicar que houve problemas na obtenção dos dados para este TDH.

A tabela 9.34 apresenta o teste estatístico do efeito da altura efetuado por meio da

diferença entre médias de ortofosfato na saída dos reatores R12 e R6.

Tabela 9.34 : Ortofosfato na saída e verificação do efeito da altura.

Hipótese de nulo Ho: Ortofosfato R12 = Ortofosfato R6

R12

(mg-P/l)

R6

(mg-P/l) Série

N Média SD N Média SD

t Tmax F Fmax Rejeita Ho?

8-100A 3 5,7 0,8 3 6,1 0,4 0,73 2,78 0,54 7,71 N N

6-100A 7 5,3 0,8 6 5,6 0,4 1,00 2,20 1,00 4,84 N N

4-100A 10 4,9 0,3 11 5,4 0,7 1,83 2,09 3,37 4,38 N N

3-100A 11 4,9 0,4 11 4,9 0,4 0,47 2,09 0,22 4,35 N N

2-100A 14 5,1 0,7 14 5,2 0,6 0,26 2,06 0,07 4,23 N N

Com relação à altura dos reatores, a remoção de ortofosfato teve o mesmo

comportamento obtido para remoção de fósforo total, ou seja, o efeito da altura não

apresentou melhorias significativas na remoção de ortofosfato.

No item 10.1.5 será realizada uma análise mais detalhada da remoção de fósforo total

e ortofosfato com relação a introdução de um sistema de flotação.

Mais adiante no item 10.1.6, tabela 10.2 far-se-á uma comparação dos resultados entre

o R12 sem e com o flotador.

254

10. Monitoramento da Etapa 4 de Operação dos Reatores

Pode-se dizer que, na etapa preliminar buscou-se resolver problemas de projeto e de

operação dos reatores, através da definição de seu comportamento nas condições extremas de

carga orgânica. Nas etapas 2 e 3, com a mesma configuração geométrica geral, buscou-se

investigar os efeitos da variação do TDH e da concentração do meio suporte sobre os reatores.

A etapa final envolveu novamente mudanças na configuração dos reatores, visando investigar

soluções para a melhoria do efluente, tendo em vista o arraste de lodo de difícil

sedimentabilidade.

Assim, conforme já descrito no item sobre a metodologia, a etapa 4 consistiu na

instalação de um flotador integrado ao topo do R12 e, no R6, a instalação de um tubo interno

de menor diâmetro. Esse capítulo apresenta inicialmente os resultados obtidos com a

instalação do flotador integrado e posteriormente os efeitos da redução do diâmetro interno no

R6 de altura.

10.1. Flotador

O período de monitoramento do reator com flotador integrado iniciou-se em

27/04/2004, estendendo-se por cerca de 120 dias. Nesta carreira o reator operou com TDH =

3h e com taxas de recirculação, utilizando água limpa, de 15% e de 20%.

255

10.1.1. DBO e DQO

Os dados referentes a DBO e DQO são apresentados no anexo A, tabelas A-C9.1

e A-C9.2. A figura 10.1 apresenta na forma gráfica os resultados de DBO bruta e filtrada da

série 3-100 com flotador e a figura 10.2 os mesmos resultados em termos de remoção

percentual.

050

100150200250300350400450500

13/5 27/5 10/6 24/6 8/7 22/7 5/8 19/8 2/9 16/9

Con

cent

raçã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente-Bruto Efluente-Filtrado

r = 15% r = 20%

Figura 10.1: Resultados do monitoramento da DBO no R12 com flotador. TDH = 3h, 100g/l de meio

suporte

50

60

70

80

90

100

110

13/5 27/5 10/6 24/6 8/7 22/7 5/8 19/8 2/9 16/9

Rem

oção

DB

O (%

)

Bruta Filtrada

r = 15% r = 20%

Figura 10.2: Remoção percentual da DBO no R12 com flotador. TDH = 3h, 100g/l de meio suporte

Por meio das figuras 10.1 e 10.2, constata-se que a remoção média da DBO bruta ficou

abaixo de 90% e a remoção da DBO filtrada ficou próxima dos 97%, resultados bastante

próximos aos obtidos antes da introdução do sistema de flotação.

Desta maneira, a introdução do flotador não surtiu o efeito desejado, ou seja, não se

obteve um efluente do R12 com menos biomassa suspensa.

Pode-se observar ainda que variou bastante a taxa de remoção e que, eliminando-se

alguns dos valores obtidos, a média de remoção da DBO bruta, utilizando taxa de recirculação

256

de 15%, situa-se acima dos 90%. O mesmo ocorreria se fossem eliminados alguns dados

obtidos com taxa de recirculação de 20%, ou seja, a média de remoção da DBO bruta situou-

se acima dos 90%.

As figuras 10.3 e 10.4 apresentam o desempenho do R12 com flotador com relação à

DQO.

0

100

200

300

400

500

600

700

800

13/5 27/5 10/6 24/6 8/7 22/7 5/8 19/8 2/9 16/9

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-Bruto Efluente-Filtrado

r = 15% r = 20%

Figura 10.3: Resultados do monitoramento da DQO no R12 com flotador. TDH = 3h, 100g/l de meio

suporte

50

60

70

80

90

100

110

13/5 27/5 10/6 24/6 8/7 22/7 5/8 19/8 2/9 16/9

Rem

oção

DQ

O (%

)

Bruta Filtrada

r = 15% r = 20%

Figura 10.4: Remoção percentual da DQO no R12 com flotador. TDH = 3h, 100g/l de meio suporte

Quanto aos resultados de remoção da DQO bruta e filtrada as figuras 10.3 e 10.4

mostram que, praticamente nos mesmos dias em que a remoção foi baixa em termos de DBO,

ocorreram também baixas remoções da DQO, o que pode indicar que nestas datas houve

problemas no funcionamento do reator.

No caso da DBO e DQO, tanto bruta como filtrada, por utilizar na recirculação água

limpa, esperava-se obter melhores resultados com taxa de recirculação maior, e isto não

ocorreu. Mesmo que não se considerem as taxas de remoção abaixo de 80%, tanto na figura

257

10.2 como na figura 10.4, verifica-se que a remoção foi mais elevada utilizando taxa de

recirculação de 15%.

Mais adiante, no item 10.1.6, tabela 10.2, far-se-á uma comparação dos resultados

entre o R12 sem e com o flotador.

10.1.2. Nitrogênio

Na figura 10.5, onde são mostrados os resultados do nitrogênio, constata-se que com a

menor taxa de recirculação melhores foram os resultados, mesmo que a concentração de NTK

do esgoto afluente tenha sido maior durante a operação com taxa de recirculação de 20%.

0,0

20,0

40,0

60,0

80,0

100,0

120,0

140,0

160,0

13/5 20/5 27/5 3/6 10/6 17/6 29/6 8/7 15/7 27/7 3/8 12/8 27/8 9/9

Con

cent

raçã

o (m

g/l -

N)

NTK-Afluente NTK-Eflu Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu

r = 15% r = 20%

Figura 10.5: Resultados de Nitrogênio em suas diversas formas no R12 com flotador. TDH = 3h, 100g/l de

meio suporte

No período com taxa de recirculação de 15%, parece ter havido uma maior

desnitrificação face às concentrações finais de nitrato, muito baixas. Ao utilizar taxa de

recirculação de 20% isto parece não ter ocorrido com a mesma eficiência, contendo o efluente

do reator uma concentração elevada de nitrato e ocorrendo ainda concentrações, ainda que

pequenas, de nitrogênio amoniacal, indicando que não ocorreu o processo de nitrificação e

desnitrificação da mesma maneira que anteriormente.

Como era de se esperar, o sistema de flotação não trouxe melhorias significativas na

remoção de nitrogênio.

258

10.1.3. Sólidos

Apresentam-se inicialmente as figuras 10.6 e 10.7 contendo os valores de

concentrações de sólidos totais e suspensos, respectivamente, registrados durante a etapa 4 no

R12 com flotador.

0

200

400

600

800

1000

1200

13/5 20/5 27/5 3/6 10/6 17/6 29/6 6/7 13/7 22/7 3/8 12/8 27/8 9/9

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente

r = 15% r = 20%

Figura 10.6: Concentração de sólidos totais, fixos e voláteis no afluente e efluente do reator de 12 m com

flotador. TDH = 3h, 100g/l de meio suporte

0

100

200

300

400

500

600

13/5 20/5 27/5 3/6 10/6 17/6 29/6 6/7 13/7 22/7 3/8 12/8 27/8 9/9

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SSF-Afluente SSF-Efluente SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente SST-Efluente

r = 15% r = 20%

Figura 10.7: Concentração de sólidos suspensos totais, fixos e voláteis no afluente e efluente do reator de

12 m com flotador. TDH = 3h, 100g/l de meio suporte

Quanto aos resultados de sólidos constata-se, tanto pela figura 10.6 como pela figura

10.7, que houve acúmulo de sólidos no reator, pois a concentração de sólidos totais

encontrada no esgoto afluente era maior do que a encontrada no efluente.

Durante o período desta etapa, constatou-se visualmente o aumento de sólidos retidos

na superfície do flotador. No entanto, não foi possível medir esses sólidos retidos com

segurança.

259

Para realizar tal tarefa, durante alguns dias foram removidos os volumes de lodo

produzido, em torno de 4,5 l de lodo/dia. A tabela 10.1 apresenta os valores das concentrações

de sólidos neste lodo.

Tabela 10.1: Resultados de sólidos obtidos nos ensaios com o lodo no reator de 12 m.

Parâmetro Ensaio 1 Ensaio 2

Sólidos Totais (g/d) 290 262 Sólidos Fixos (g/d) 69 60

Sólidos Voláteis (g/d) 221 201

A constatação de imprecisão na obtenção dos dados levou a que fossem utilizados

apenas para se ter uma idéia do funcionamento do sistema de flotação.

10.1.4. Fósforo Total e Ortofosfato

Como comentado anteriormente, a instalação do sistema de flotação teve como um dos

objetivos melhorar a remoção de fósforo total e da sua forma inorgânica (ortofosfato).

A figura 10.8 (a) e (b) mostra, respectivamente, os resultados da concentração do

esgoto afluente e efluente em relação ao fósforo total e ortofosfato e a figura 10.8 (c) mostra a

taxa de remoção percentual de fósforo total e ortofosfato.

Pelas figuras 10.8 (a) e (b) verifica-se que as concentrações de fósforo total e

ortofosfato diminuíram no efluente. As concentrações de fósforo total efluente não

apresentaram diferença sensível com a mudança na taxa de recirculação, mas para o

ortofosfato, aparentemente, a taxa de 20% produziu melhores resultados. Entretanto essa

impressão não é confirmada pelas taxas de remoção mostradas em 10.8 (c), as quais indicam

que a taxa de recirculação não teve influência significativa.

As taxas de remoção médias foram de cerca de 35%, variando entre 20% e 60% para o

fósforo total, e entre 10% e 60% para o ortofosfato. Em relação aos dados da etapa anterior,

verifica-se que a taxa de remoção melhorou, embora tenha ficado abaixo dos 50% e,

consequentemente, ainda não satisfatórias.

260

0

2

4

6

8

10

12

13/5 27/5 10/6 24/6 8/7 22/7 5/8 19/8 2/9 16/9

Con

cent

raçã

o Fó

sfor

oTo

tal (

mg/

l - P

)

Afluente Efluente

r = 15% r = 20%

(a)

0

2

4

6

8

13/5 27/5 10/6 24/6 8/7 22/7 5/8 19/8 2/9 16/9

Con

cent

raçã

o O

rtofo

sfat

o (m

g/l-P

)

Afluente Efluente

r = 15% r = 20%

(b)

0

10

20

30

40

50

60

70

13/5 27/5 10/6 24/6 8/7 22/7 5/8 19/8 2/9 16/9

Rem

oção

(%)

Fósforo Total Ortofosfato

r = 15% r = 20%

(c)

Figura 10.8: Concentração de fósforo total (a), ortofosfato (b) e remoção de fósforo total e ortofosfato (c) no reator de 12 m com flotador. TDH = 3h, 100g/l de meio suporte

Para uma melhor análise dos resultados de fósforo, optou-se por fazer uma

comparação entre o desempenho do R12 na etapa 3, sem flotação, e na etapa 4, utilizando o

sistema flotador com água limpa em taxas de recirculação de 15% e 20%. Esses resultados

estão apresentados na figura 10.9.

261

0

2

4

6

8

10

12

14

16

12/11/02 26/11/02 10/12/02 18/05/04 01/06/04 15/06/04 06/07/04 22/07/04 05/08/04 02/09/04

Con

cent

raçã

o (m

g/L

-P)

Afluente Efluente

semsistema flotador

r=15% r=20%

(a)

0123456789

10

12/11/02 26/11/02 10/12/02 18/05/04 01/06/04 15/06/04 06/07/04 22/07/04 05/08/04 02/09/04

Con

cent

raçã

o (m

g/L

-P)

Afluente Efluente

r=15% r=20%semsistema flotador

(b)

0

10

20

30

40

50

60

70

12/11/02 26/11/02 10/12/02 18/05/04 01/06/04 15/06/04 06/07/04 22/07/04 05/08/04 02/09/04

Rem

oção

(%)

Fosforo Total Ortofosfato

r=15% r=20%semsistema flotador

(c)

Figura 10.9: Concentração de fósforo total (a), ortofosfato (b) e remoção de fósforo total e ortofosfato (c) no reator de 12m sem e com sistema de flotação

Pela figura 10.9 (c) verifica-se que o melhor resultado foi conseguido utilizando o

sistema de flotação com taxa de recirculação de 15%.

Com relação ao sistema de flotação no tocante à remoção de fósforo cabe ainda

chamar atenção que no período em que foram realizadas as analises de sólidos no lodo, a

concentração de SSV encontrada no efluente foi de 70mg/l e a concentração de Porgânico

(diferença do fósforo total e ortofosfato) foi igual a 4mg/l, sendo obtida uma relação de

Porgânico/ SSV igual a 0,057, sendo que a relação usual em sistemas de lodos ativados varia de

0,02 a 0,025.

262

Este resultado parece indicar de que esteja ocorrendo uma remoção biológica do P em

excesso, devido a uma possível condição anaeróbia no interior das biopartículas, muito

embora tenha sido observada neste mesmo período uma concentração elevada de nitrato

( 44mg/l) no efluente.

No geral pode-se afirmar que a remoção de P foi apenas razoável, motivada talvez em

função da perda de SSV juntamente com o efluente, que foi bastante elevada.

10.1.5. Comparação dos Resultados do Reator R12 com e sem

Flotação

A tabela 10.2 apresenta um resumo dos resultados obtidos com TDH=3h e com 100g/l

de meio suporte, nas condições da etapa 3 (carreira 9 série 3-100A) e após a instalação do

flotador integrado (carreira 10, séries 3-100F15 e 3-100F20), permitindo comparar de maneira

global os efeitos da modificação efetuada na etapa 4.

Tabela 10.2: Remoção percentual do R12 com e sem flotador

Concentração média Teste de Hipóteses* Afluente Efluente Remoção Percentual (%) Rejeita H0?**

Parâmetro 1 2 3 1 2 3 1 2 3 1x2 1x3 2x3

DBO bruta (mg/l) 282 306 269 32 36 38 89 88 85 N N N

DBO filtrada (mg/l) - - - 3 6 5 99 98 98 S N N

DQO bruta (mg/l) 630 649 541 100 83 67 84 87 88 N N N

DQO filtrada (mg/l) - - - 58 49 54 95 91 91 S S N

N Total (mg-N/l) 83 74 85 21 17 39 74 77 54 S S S

Nitrogênio Amoniacal (mg-N/l) 51 48 76 1 2 2 97 97 99 N N S

Fósforo Total (mg-P/l) 10 10 10 7 6 6 32 43 43 S S N

Ortofosfato (mg-P/l) 6 6 4 5 4 2 18 30 37 S S N OBS: * Série1 = 3-100A; Série 2 = 3-100F15; Série 3 = 3-100F-20

** Hipótese de Nulo H0 = Remoções iguais com 95% de confiança

Os valores numéricos de todos os parâmetros agrupados na tabela 10.2 corroboram o

que foi discutido nos itens anteriores com exceção do sistema utilizando flotador e taxa de

recirculação de 20% onde a remoção de nitrogênio total foi abaixo de 50%, não havendo

motivo para repetição. No entanto esta tabela mostra que a remoção de fósforo melhorou com

a introdução do sistema de flotação, o que mostra que é viável a instalação de um sistema de

flotação para melhorar o desempenho deste tipo de reator. Com base nessa expectativa, para

263

testar este tipo de solução, foram realizados ensaios de flotação em laboratório, que serão

apresentados no item 11.3.

10.2. Redução do Diâmetro interno

Neste item, são apresentados os dados obtidos com o R6 na configuração 250-100, ou

seja, com tubo interno de 0,10m de diâmetro. O reator operou com essa configuração durante

um período aproximado de 140 dias, com TDH = 3h e 100g/l de concentração de areia como

meio suporte.

Após a apresentação dos dados obtidos com essa configuração, os resultados são

comparados com a configuração 250-200, operando com mesmo TDH e concentração de

meio suporte.

10.2.1. Dados obtidos com a configuração 250-100

Os dados do desempenho da configuração 250-100 foram obtidos de um total de 21

ensaios válidos com o TDH de 3 horas e vazões de ar em torno de 2000 l/h, após um período

de partida de cerca de 50 dias.

Durante os ensaios o pH da zona de reação teve valor médio de 6,7, com um desvio

padrão de 0,56. O pH do esgoto afluente teve média de 7,7 e desvio padrão de 0,15. Para o

efluente a média do pH foi de 7,35, com desvio padrão de 0,33. Os valores da temperatura do

ar e do esgoto na zona de reação também foram registrados, tendo uma média de 20,80C e

desvio padrão de 3,30C para o ar, e média de 24,10C com desvio padrão de 1,20C para o

esgoto na zona de reação.

As vazões de ar e as medições de OD no topo do R6 utilizadas durante toda a fase

experimental estão apresentadas na figura 10.10 e 10.11, respectivamente.

A operação começou com vazões da ordem de 1200 l/h, num período de 18 dias. As

vazões pequenas foram utilizadas no início para testar a capacidade de manutenção do meio

fluidizado nas condições mais adversas, ou seja, antes do crescimento do biofilme. Conforme

esperado, com a redução do diâmetro, não se registrou problemas de suspensão do meio

fluidizado no período inicial (partida).

264

Da figura 10.11 observa-se que houve uma diminuição de OD, provavelmente devido

ao crescimento do biofilme. Para tentar contornar este problema a vazão de ar injetada foi

aumentada para 1800 l/h e posteriormente para 2100 l/h, buscando com isso manter sempre

cerca de 2mg/l de OD no topo do reator.

1000

1200

1400

1600

1800

2000

2200

2400

2/7 12/7 22/7 1/8 11/8 21/8 31/8 10/9 20/9 30/9 10/10 20/10 30/10 9/11 19/11 29/11

Ar (

l/h)

Partida Ensaios Desativação

Figura 10.10: Vazões de ar durante a carreira da configuração 250-100

0123456789

10

13/7 27/7 10/8 24/8 7/9 21/9 5/10 19/10 2/11 16/11

OD

(mg/

l)

OD sonda OD titulométrico

Figura 10.11: Dados de acompanhamento do oxigênio dissolvido na zona de reação

Após aproximadamente 50 dias de operação, iniciou-se monitoramento do reator com

as determinações analíticas laboratoriais, no período dos pontos identificados como “ensaio”

na figura 10.10.

Já no final da etapa dos ensaios, diminuiu-se a vazão de ar para 1500 l/h, para avaliar o

funcionamento do reator sob essas condições. O repentino acréscimo de OD pode ser devido a

esta diminuição na vazão de ar ocorrida anteriormente à coleta, o que levou o reator a operar

em estado anóxico, causando o desprendimento do biofilme e seu carreamento, ocasionando

momentaneamente o reator a trabalhar com um acréscimo de OD. Posteriormente o biofilme

265

se recompôs, adaptando-se às novas condições do meio, e o OD voltou a decrescer, tendendo

a estabilizar no patamar anterior.

A figura 10.12 apresenta os resultados do monitoramento da DBO durante a avaliação

do R6 com a configuração 250-100.

0

50

100

150

200

250

300

350

400

450

1/9 8/9 15/9 22/9 29/9 6/10 13/10 20/10 27/10 3/11 10/11 17/11 24/11

Con

cent

raçã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente bruto Efluente filtrado

Figura 10.12: DBO de entrada (bruta) e de saída (bruta e filtrada), no R6 configuração 250-100

Ao comparar a DBO bruta e filtrada, nota-se que seus valores não apresentam grandes

variações ao longo do tempo. No entanto, as diferenças entre DBO bruta e filtrada mostram

que o carreamento de sólidos com o efluente para fora do reator foi significativo.

Normalmente, no ato das determinações analíticas não se notava diferença expressiva entre o

efluente filtrado e o bruto. A Figura 10.13 apresenta o aspecto visual do afluente (à esquerda),

o efluente bruto (ao centro) e o do efluente filtrado (à direita).

Figura 10.13: Aspecto visual do afluente e do efluente bruto e filtrado

Foi observada uma sensível piora no aspecto visual do efluente por volta de 30/9

(entre o 9º e 10º ensaio), fato este que pode estar relacionado com o aumento da biomassa

266

suspensa, a qual compete com o biofilme e provoca a diminuição de sua espessura. Além

disso a biomassa suspensa revelou-se de baixa sedimentabilidade e não era totalmente retida

no decantador, ocasionando um efluente visivelmente mais escuro. Essa pior qualidade se

percebe ao notar a distância entre as concentrações obtidas de DBO bruta e filtrada nas

determinações subseqüentes entre 6/10 e 13/10 ( ensaios 10,11 e 12 ). A DBO bruta e a

filtrada tiveram uma remoção média de 88% e 96%, respectivamente.

Os resultados do monitoramento da DQO são apresentados na figura 10.14.

0

100

200

300

400

500

600

700

800

1/9 8/9 15/9 22/9 29/9 6/10 13/10 20/10 27/10 3/11 10/11 17/11 24/11

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Entrada bruta Efluente bruto Efluente filtrado

Figura 10.14: DQO de entrada (bruta) e de saída (bruta e filtrada), no R6 configuração 250-100

A DQO efluente apresentou valores aproximadamente constantes em todo o período,

principalmente a DQO filtrada. Apesar do reator ter sofrido uma mudança na vazão de ar

entre o 13º e 16º ensaios, não foi possível notá-la nos resultados da DQO. O 20º e 21º ensaios

tiveram piores resultados tanto na DBO como na DQO devido à diminuição da vazão de ar

neste período. Pode perceber que com o decréscimo na vazão de ar houve um pior

desempenho no tratamento.

A DQO média no período de monitoramento foi de 50mg/l e 31mg/l, com desvio

padrão de 15mg/l e 4mg/l para o efluente bruto e filtrado, respectivamente. A eficiência de

remoção no período foi de 91% e 94% para a DQO bruta e filtrada, respectivamente.

A figura 10.15 apresenta os resultados obtidos com a medição do nitrogênio em suas

diversas formas.

O valor médio do nitrogênio total (NTK) afluente foi de 116mg-N/l com desvio

padrão de 16,1mg-N/l. A concentração de nitrogênio total efluente (soma do nitrogênio

efluente em suas diversas formas) atingiu a média de 35mg-N/l, correspondendo a uma

remoção média de 81mg-N/l. Em termos percentuais a remoção foi de 70% na média.

267

0

20

40

60

80

100

120

140

160

8/9 15/9 22/9 29/9 6/10 13/10 20/10 27/10 3/11 10/11 17/11 24/11Sequencia de ensaios

Con

cent

raçã

o (m

g/l -

N)

NTK-Afluente NTK-Eflu N Total Eflu Nitrognio Amoniacal-Eflu Nitrito-Eflu Nitrato-Eflu

Figura 10.15: Resultados de nitrogênio para a configuração 250-100, TDH = 3h

Os resultados das determinações analíticas incluem ainda o monitoramento do fósforo

total e ortofosfato, cujos resultados são apresentados, juntamente com todos os dados de

monitoramento do fósforo na figura 10.16 e na tabela A-C10.6 do anexo A.

2

4

6

8

10

12

14

10/9 17/9 24/9 1/10 8/10 15/10 22/10 29/10 5/11 12/11 19/11

Con

cent

raçã

o de

Fós

foro

( m

g/l -

P)

Fósforo total - Aflu Fósforo total - Eflu Ortofosfato - Aflu Ortofosfato - Eflu

Figura 10.16: Fósforo na entrada (esgoto afluente)e saída ( efluente) do reator R6 configuração 250-100

Os valores das médias e desvio padrão do fósforo total foram de 11mg/l e 0,9mg/l para

o afluente, e 6mg/l e 0,5mg/l para o efluente, com uma remoção média de 46,4%. Quanto ao

ortofosfato, obteve-se uma média afluente de 4mg/l com desvio padrão de 0,3mg/l.

10.2.2. Comparação entre as configurações 250-200 e 250-100

Neste item serão apresentados de forma resumida os resultados do tratamento obtidos

anteriormente na configuração 250-200 e os da configuração atual para melhor avaliar os

efeitos da modificação sobre os parâmetros monitorados.

268

DBO

A tabela 10.3 reúne dados estatísticos básicos das séries de dados de DBO, bem como

o resultado dos testes de significância para as diferenças entre médias das configurações 250-

200 e 250-100. As duas primeiras colunas apresentam os valores afluentes brutos (A200BR e

A100BR), sendo a numeração referente ao diâmetro interno da configuração. A seguir os

valores efluentes brutos das duas configurações (E200BR e E100BR) e nas duas últimas

colunas os valores da DBO efluente filtrada (E200Filtr e E100Filtr).

Tabela 10.3: Estatísticas básicas e teste de significância das diferenças entre médias de DBO

A200Br A100Br E200Br E100Br E200Filtr E100Filtr

Num. Dados 10 17 11 19 10 17 Média Amostral (mg/l) 281 306 32 35 5 13 Desvio Padrão (mg/l) 29 49 7 12 3 5

Interv. Confiança Média (95%) Inferior (mg/l) 263 283 27 30 3 10 Superior (mg/l) 300 330 36 41 6 15

Teste T: Ho = médias iguais variável t = 1,435 0,834 4,501 t limite (95%) = 2,060 2,048 2,060 Rejeita Ho ? NÃO NÃO SIM

Teste F: Ho = médias iguais F = 2,059 0,696 20,3 Fmax (95%) = 4,24 4,20 4,24 Rejeita Ho ? NÃO NÃO SIM

Observa-se na tabela 10.3 que a média amostral da DBO afluente foi ligeiramente

maior durante o ensaio da configuração 250-100, mas a diferença não foi significativa ao

nível de 95%. O mesmo pode ser dito em relação ao efluente bruto, em que a média passou de

32mg/l para 35mg/l, uma diferença não significativa ao nível de 95% de confiança. No caso

da DBO filtrada houve um piora estatisticamente significativa, com a média passando de

5mg/l para 13mg/l.

As diferenças entre a DBO efluente bruta e filtrada nas duas configurações evidenciam

em primeiro lugar que o sistema separador funcionou melhor na configuração 250-100 do que

na 250-200, possivelmente devido a condições hidrodinâmicas mais favoráveis para limitar a

espessura do biofilme na configuração 250-100. Por outro lado, essas mesmas condições,

aliadas a uma menor vazão de ar, limitaram o resultado do tratamento, levando a se encontrar

maiores concentrações de DBO filtrada no efluente da configuração 250-100.

As Figuras 10.17 e 10.18 apresentam gráficos tipo “box-plot” em que podem ser

visualizados os comportamentos das séries de dados de DBO.

269

MáximoMínimo75%25%Mediana

DBO Bruta Afluente

DB

O (

mg/

l )

200

240

280

320

360

400

440

A200BR A100BR

Figura 10.17: DBO bruta afluente aos ensaios com as duas configurações

MáximoMínimo75%25%Mediana

DBO efluente

DB

O (

mg/

l )

-5

5

15

25

35

45

55

65

E200BR E100BR E200FILT E100FILT

Figura 10.18: DBO bruta e filtrada efluente dos ensaios com as duas configurações

DQO

O mesmo tratamento de dados foi realizado para as séries de DQO obtidas nos ensaios

com as configurações 250-200 e 250-100. Os principais dados estatísticos das séries e os

testes de significância para igualdade entre as médias são apresentados na tabela 10.4.

270

Tabela 10.4: Estatísticas básicas e teste de significância das diferenças entre médias de DQO

A200Br A100Br E200Br E100Br E200Filtr E100Filtr

Num. Dados 11 16 11 16 10 14 Média Amostral (mg/l) 611 561 112 50 31 31 Desvio Padrão (mg/l) 96 97 31 15 5 4

Interv. Confiança Média (95%) Inferior (mg/l) 554 513 94 43 28 29 Superior (mg/l) 668 608 131 57 34 33

Teste T: Ho = médias iguais variável t = 1,328 7,012 0,029 t limite (95%) = 2,060 2,060 2,074 Rejeita Ho ? NÃO SIM NÃO

Teste F: Ho = médias iguais F = 1,764 49,163 0,001 Fmax (95%) = 4,24 4,24 4,30 Rejeita Ho ? NÃO SIM NÃO

Segundo a tabela 10.4 a média da DQO afluente foi maior durante o ensaio da

configuração 250-200, invertendo-se a situação observada com a DBO. A diferença,

entretanto, não é suficientemente grande em relação ao desvio padrão das amostras para que

as médias possam ser consideradas diferentes, com intervalo de confiança de 95%.

A DQO efluente bruta foi mais de duas vezes maior na configuração 250-200, ao

passo que a DQO efluente filtrada foi igual nas duas configurações do reator.

A configuração 250-100 apresentou bom desempenho hidrodinâmico, além de boa

eficiência no tratamento, pois além da remoção obteve-se regularmente um efluente bastante

clarificado, fornecendo portanto, maior qualidade no efluente bruto.

As Figuras 10.19 e 10.20 apresentam gráficos tipo “box-plot” em que podem ser

visualizados os comportamentos das séries de dados de DQO.

271

MáximoMínimo75%25%Mediana

DQO Bruta Afluente

DQ

O (m

g/l)

350

400

450

500

550

600

650

700

750

800

A200BR A100BR

Figura 10.19: Ensaios com DQO bruta afluente das duas Configurações

A nova relação de diâmetros do reator melhorou o comportamento de

sedimentabilidade do lodo, pois como se nota na figura 10.20 o efluente bruto melhorou

sensivelmente, e o filtrado manteve-se nos mesmos padrões, diminuindo assim a diferença da

DQO entre os efluentes bruto e filtrado.

MáximoMínimo75%25%Mediana

DQO Efluente

DQ

O (m

g/l)

0

20

40

60

80

100

120

140

160

180

E200BR E100BR E200FILT E100FILT

Figura 10.20: Efluente dos ensaios de DQO bruta e filtrada com as duas configurações

272

Nitrogênio

As principais estatísticas de nitrogênio amoniacal, NTK, nitrito e nitrato obtidas nos

ensaios com as configurações 250-200 e 250-100 e os testes de significância para igualdade

entre as médias são apresentados na tabela 10.5.

Tabela 10.5: Estatísticas básicas e teste de significância das diferenças entre médias de Nitrogênio em suas

diversas formas

Afluente Efluente

N. Amoniacal NTK N. Amoniacal Nitrato Nitrito NT

A200 A100 A200 A100 E200 E100 E200 E100 E200 E100 E200 E100

N. Dados 10 16 9 17 10 15 9 17 10 17 9 17 Média (mg-N/l) 52,4 70,0 83,1 116,0 1,1 5,0 8,8 20,5 0,8 1,4 21,0 34,9 Desv.Pad. (mg-N/l) 8,3 9,4 4,1 16,1 0,4 4,4 2,4 6,0 0,4 0,6 3,0 5,2

Int. Conf. Média (95%) Inferior (mg-N/l) 47,3 65,4 80,4 108,3 0,8 2,8 7,3 17,6 0,6 1,2 16,0 26,3 Superior (mg-N/l) 57,6 74,7 85,7 123,6 1,3 7,2 10,3 23,3 1,1 1,7 25,9 43,5

Teste T Ho = médias iguais t = 4,84 5,98 2,82 5,52 2,78 7,33 tmax (95%) 2,06 2,06 2,07 2,06 2,06 2,06 Rejeita? SIM SIM SIM SIM SIM SIM

Teste F Ho = médias iguais F = 23,5 35,8 7,9 30,5 7,7 53,7 Fmax (95%) 4,26 4,26 4,28 4,26 4,24 4,26 Rejeita? SIM SIM SIM SIM SIM SIM

Segundo a tabela 10.5 a concentração média de nitrogênio amoniacal afluente foi

maior na configuração 250-100, diferença significativa ao nível de 95% de confiança.

Entretanto, os resultados de remoção foram próximos, 93% na configuração 250-100 e 98%

na configuração 250-200. As remoções não apresentaram diferenças estatisticamente

significativas a nível de 95% de confiança. Todavia a concentração de nitrogênio amoniacal

efluente foi mais elevada na configuração 250-100; isto pode ter ocorrido por causa do tempo

de subida das biopartículas pelo tubo interno (de aeração) do reator ter sido menor.

Quanto à presença de maior concentração de nitrato no efluente da configuração 250-

100, isto pode ter ocorrido devido a se ter maior concentração de nitrogênio no esgoto

afluente ou, conforme já foi comentado, pode ser resultado de condições hidrodinâmicas

diferentes sobre o biofilme que limitariam a espessura da zona anóxica, dificultando a

desnitrificação na configuração 250-100.

O ocorrido com o nitrogênio amoniacal repetiu-se com o NT; as concentrações

afluentes da configuração 250-100 apresentam valores maiores que a configuração 250-200,

no entanto as taxas de remoção, apesar de semelhantes, foram maiores na configuração

273

250-200 que na 250-100, 75% e 70% respectivamente, sendo apresentadas na tabela 10.8, ao

final deste item, que contém a comparação de todas as eficiências de remoção.

As figuras 10.21 e 10.22 apresentam gráficos em que podem ser visualizados os

comportamentos das séries de dados de nitrogênio em suas diversas formas no afluente e no

efluente das configurações 250-200 e 250-100.

MáximoMínimo75%25%Mediana

N Amoniacal e NT Afluente

(mg-

N/l)

20

40

60

80

100

120

140

160

N Amon 200 N Amon 100 NT 200 NT 100

Figura 10.21: Dados de N amoniacal e NT afluente às duas configurações

MáximoMínimo75%25%Mediana

N Amoniacal, Nitrito, Nitrato e NT Efluente

(mg-

N/l)

0

10

20

30

40

50

N Amon. 200N Amon. 100

Nitrito 200Nitrito 100

Nitrato 200Nitrato 100

NT 200NT 100

Figura 10.22: Dados de N amoniacal, nitrito, nitrato e NT no efluente das duas configurações

A comparação entre as duas configurações analisadas pode ser efetuada ainda por

meio da relação entre a remoção de nitrogênio total e de DBO, um índice que permite

274

verificar a eficiência do processo de nitrogênio. Utilizando os valores de DBO e NT das

tabelas 10.3 e 10.5 e considerando a vazão correspondente ao TDH = 3h, chega-se, para esse

índice, aos valores de 0,239 kg-NRemovido/kg DBORemovido para a configuração 250-200 e de

0,299 kg-NRemovido/kg DBORemovido para a configuração 250-100. Este resultado indica que

houve uma melhor remoção de nitrogênio no reator 250-100.

Sólidos

O tratamento estatístico dos dados usado aqui é o mesmo utilizado anteriormente para

os demais dados. Os sólidos foram divididos em duas partes, os sólidos totais, sendo, totais,

totais fixos e totais voláteis, e os sólidos suspensos, sendo suspensos, suspensos fixos e

suspensos voláteis.

Os principais dados estatísticos das séries e os testes de significância para igualdade

entre as médias são apresentados na Tabela 10.6.

Tabela 10.6: Estatísticas básicas e teste de significância das diferenças entre médias de sólidos totais, totais

fixos e totais voláteis

Sólidos Totais Totais Fixos Totais Voláteis

Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

200 100 200 100 200 100 200 100 200 100 200 100

N. Dados 11 15 11 15 11 15 11 15 11 16 11 17 Média (mg/l) 707 759 523 494 321 402 288 295 386 356 236 201 Desv.Pad. (mg/l) 114 46 58 35 37 33 45 41 94 34 61 44

Int. Conf. Média (95%) Inferior (mg/l) 639 736 489 476 299 385 261 274 331 340 200 180 Superior (mg/l) 774 782 558 511 343 419 314 316 441 373 272 221

Teste T Ho = médias iguais t = 1,62 1,63 5,91 0,44 1,163 1,780 tmax (95%) 2,06 2,06 2,06 2,06 2,060 2,056 Rejeita? NÃO NÃO SIM NÃO NÃO NÃO

Teste F Ho = médias iguais F = 2,63 2,65 34,89 0,19 1,35 3,17 Fmax (95%) 4,26 4,26 4,26 4,26 4,24 4,23 Rejeita? NÃO NÃO SIM NÃO NÃO NÃO

Como visto na tabela 10.6 os resultados de concentrações de sólidos são bastante

parecidos, podendo-se afirmar estatisticamente que somente o afluente dos sólidos totais fixos

não representa amostras de uma mesma população. Neste caso, novamente, o efluente da

configuração 250-100 é praticamente igual ao da configuração 250-200, apesar das

concentrações de sólidos totais no afluente serem sensivelmente maiores.

275

Apesar dos sólidos totais estarem com valores bastante parecidos, a nova configuração

de reator trouxe melhora quanto a este aspecto para o efluente, melhora esta que pode ser

percebida nos dados dos sólidos suspensos.

A Figura 10.23 apresenta o gráfico em que pode ser visualizado o comportamento das

séries de dados de sólidos.

MáximoMínimo75%25%Mediana

Sólidos Totais, Fixos e Voláteis

( mg/

l )

0

200

400

600

800

1000

Tot A200Tot A100

Tot E200Tot E100

Fix A200Fix A100

Fix E200Fix E100

Vol A200Vol A100

Vol E200Vol E100

Figura 10.23: Resultados das determinações analíticas de sólidos totais afluentes e efluentes

Na Tabela 10.7 podem ser vistos os dados comparativos de sólidos suspensos entre as

duas configurações de reatores estudadas.

Tabela 10.7: Estatísticas básicas e teste de significância das diferenças entre médias de sólidos suspensos,

suspensos fixos e suspensos voláteis

Sólidos Suspensos Suspensos Fixos Suspensos Voláteis

Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

200 100 200 100 200 100 200 100 200 100 200 100

Num. Dados 10 18 11 20 11 17 11 20 10 19 11 19 Média (mg/l) 136 224 50 37 15 42 6 3 122 189 45 31 Desvio Pad (mg/l). 27 38 14 17 10 15 2 3 27 31 13 14

Int. Conf. Média (95%) Inferior (mg/l) 119 207 42 29 9 34 4 2 105 176 37 25 Superior (mg/l) 153 242 58 44 21 49 7 5 139 203 52 38

Teste T Ho = médias iguais variável t = 6,53 2,21 5,13 2,35 5,87 2,48 t limite (95%) = 2,06 2,05 2,06 2,05 2,05 2,05 Rejeita Ho ? SIM SIM SIM SIM SIM SIM

Teste F Ho = médias iguais F = 42,7 4,88 26,3 5,53 34,5 6,15 Fmax (95%) = 4,23 4,18 4,23 4,18 4,21 4,20 Rejeita Ho ? SIM SIM SIM SIM SIM SIM

276

Como visto anteriormente, apesar da diferença entre os valores afluentes, que são

sempre maiores na configuração 250-100, os resultados de sólidos suspensos foram melhores

para a nova configuração de reator, resultados significativos ao nível de 95% de confiança.

Visualmente percebia-se um bom aspecto no efluente do reator de configuração 250-

100, impressão esta confirmada pelos resultados de sólidos suspensos, os quais realmente

influenciam no aspecto do esgoto.

A figura 10.24 apresenta o gráfico em que pode ser visualizado o comportamento das

séries de dados de sólidos suspensos.

MáximoMínimo75%25%MedianaAnômaloExtremo

Sólidos Suspensos, Fixos e Voláteis

( mg/

l )

0

50

100

150

200

250

300

SS A200SS A100

SS E200SS E100

F A200F A100

F E200F E100

V A200V A100

V E200V E100

Figura 10.24: Resultados das determinações analíticas de sólidos suspensos afluentes e efluentes

Comparação das Eficiências de Remoção

A tabela 10.8 apresenta um resumo do comportamento das duas configurações em

relação a remoção, discutidas ao longo deste item.

Com relação ao resultado da modificação do diâmetro interno sobre o tratamento, as

principais conclusões podem ser expressas em termos das remoções percentuais apresentadas

na tabela 10.8.

A remoção alcançou 89% da DBO bruta afluente e 96% em relação a DBO filtrada.

Para a DQO os índices de remoção foram de 91% e 94%, respectivamente bruta e filtrada.

Esses índices são comparáveis aos da configuração anterior, 250-200, com exceção da DQO

bruta, cuja remoção foi aproximadamente 10% mais eficiente na configuração 250-100.

277

Tabela 10.8: Remoção percentual das configurações 250-200 e 250-100 Concentração média

250-200 Concentração média

250-200 Parâmetro Afluente Efluente Afluente Efluente

Remoção 250-200 (%)

Remoção 250-100(%)

DBO bruta (mg/l) 281 32 306 35 89 89 DBO filtrada (mg/l) - 5 - 13 98 96 DQO bruta (mg/l) 611 112 591 50 82 91 DQO filtrada (mg/l) - 31 - 31 95 95 Nitrogênio Total (mg-N/l) 83 21 116 35 72 70 Amônia (mg-N/l) 52 1 70 5 98 93 Fósforo total (mg-P/l) 10 7 11 6 33 46 Ortofosfato (mg-P/l) 6 5 4 3 17 29 Sólidos totais (mg/l) 707 523 759 494 26 36 Sólidos totais fixos (mg/l) 321 288 402 295 10 26 Sólidos totais voláteis (mg/l) 386 236 356 201 39 46 Sólidos suspensos (mg/l) 136 50 224 37 63 85 Sólidos suspensos fixos (mg/l) 15 6 42 3 60 94 Sólidos suspensos voláteis (mg/l) 122 45 189 31 63 83

Com relação ao nitrogênio em suas diversas formas, os resultados da configuração

250-100 foram piores que os da configuração anterior. A remoção de nitrogênio amoniacal

diminuiu de 98% para 93%, o NT indica remoção de 70% contra 72% anteriormente, um

resultado absoluto melhor, embora não significativo de acordo com a análise estatística. As

concentrações de nitrato no efluente foram cerca de 2,3 vezes maiores na configuração 250-

100. Portanto, pode-se concluir que a configuração 250-100 teve maior dificuldade para a

realização do processo de desnitrificação.

Deve-se levar em conta, na explicação dos resultados obtidos com a matéria

nitrogenada, que uma menor velocidade no tubo de descida, resultante da área externa maior

usada neste trabalho, favorece a existência de zonas anóxicas na fase líquida. Em

contrapartida, as maiores velocidades na subida podem originar maiores tensões de

cisalhamento, que podem levar a um biofilme de menor espessura. Com isso a difusão de

oxigênio no interior do biofilme fica mais fácil, diminuindo a camada anóxica junto à

partícula suporte.

278

11. Ensaios Adicionais ao Monitoramento das Etapas de

Trabalho.

Um dos aspectos mais evidentes durante as várias etapas de monitoramento dos

reatores era a constante presença de biomassa suspensa em grande quantidade no efluente.

Isto fazia com que os resultados finais obtidos não fossem os esperados.

Visando obter informações para atenuar este problema, foram realizados ensaios

complementares cujos resultados são apresentados neste item.

Inicialmente, na etapa 3 (bomba axial), foram realizados ensaios para estimar a

espessura do biofilme e massa específica da biopartícula. Verificou-se também a possibilidade

de melhorar as condições de remoção da biomassa adicionando-se ao efluente cloreto férrico

como agente coagulante.

11.1. Estimativa da Espessura do Biofilme e Massa Específica da

Biopartícula.

O monitoramento da espessura do biofilme foi realizado juntamente com a etapa 3. Os

cálculos efetuados neste item seguiram os procedimentos apresentados no item 4.2.5.5,

adotando-se dp = 0,27mm, ρs = 2657kg/m3 e ρL = 1000kg/m3.

O gráfico da figura 11.1 apresenta os resultados da espessura do biofilme, podendo-se

observar o aumento da espessura no decorrer de toda fase de experimentação. Nos primeiros

dias de funcionamento, com os reatores operando com TDH = 8h, observou-se um

crescimento mais lento (fase de adaptação) e após um período de operação, o rápido

crescimento da espessura do biofilme aderido ao meio suporte.

279

0,00

0,05

0,10

0,15

0,20

0,25

0,30

0,35

0,40

0,45

3-jul 23-jul 12-ago 1-set 21-set 11-out 31-out 20-nov 10-dez 30-dez

Período (meses)

Esp

essu

ra d

o B

iofil

me

(mm

)

R12R6

8h 6h 4h 3h

Figura 11.1: Estimativa da espessura do biofilme

Os resultados obtidos de remoção de DBO bruta, DBO filtrada, DQO bruta e DQO

filtrada para a fase inicial da etapa 3 foram apenas razoáveis em comparação aos registrados

posteriormente. Este efeito pode ser creditado à fase de formação do biofilme e adaptação dos

microrganismos ao efluente.

Pode-se observar que, após 4 meses de operação contínua dos reatores, a espessura do

biofilme atingiu a faixa de 0,15 a 0,2 mm, valores semelhantes aos relatados por Heijnen et al.

(1997).

Ressalta-se ainda que o crescimento da espessura do biofilme praticamente dobra o

tamanho da biopartícula, tornando desnecessária a utilização da bomba axial para auxiliar a

suspensão das partículas.

Pode-se citar também os dados de Lee et al (2004), que utilizaram procedimentos

experimentais semelhantes aos desenvolvidos neste trabalho, em um modelo de reator de leito

trifásico com circulação, com cerca de 1,20m de altura e areia como meio suporte em 4% em

volume, chegando a valores comparáveis com os resultados da figura 11.1.

Mesmo considerando a espessura de 0,4mm superestimada, o resultado indica que está

ocorrendo pouco cisalhamento do biofilme pelas condições hidrodinâmicas do escoamento no

reator. Além disso, a grande espessura do biofilme resultante da operação torna plausível a

afirmação de Hagedom-Olsen et al. (1994) de que, com o aumento da espessura, pode se

formar uma camada anóxica interna ao biofilme. A hipótese de que tal fato tenha ocorrido no

reator é indicada pelos resultados de remoção de nitrogênio conseguidos na operação.

O aumento da espessura do biofilme acarreta a redução da massa específica da

biopartícula, podendo levar a dificuldades na operação do reator, devido à facilidade de

arraste das biopartículas para fora do reator.

280

0

500

1000

1500

2000

2500

3000

3-jul 23-jul 12-ago 1-set 21-set 11-out 31-out 20-nov 10-dez 30-dez

Período (meses)

Mas

sa E

spec

ífica

da

Bio

part

ícul

a (k

g/m

3 )

R12R6

8h 6h 4h 3h

Figura 11.2: Estimativa da massa específica da biopartícula

Observa-se uma contínua diminuição da massa específica das biopartículas, variando

entre cerca de 2500kg/m3 e 1200kg/m3, resultados obtidos considerando diâmetros subindo de

cerca de 0,28mm até cerca de 0,8mm.

Aplicando-se a lei de Stokes a uma partícula esférica com 0,8mm de diâmetro e massa

específica de 1200kg/m3, chega-se a uma velocidade teórica de sedimentação da biopartícula

de 0,008m/s na fase final de formação do biofilme. Essa estimativa não leva em conta o

possível crescimento do coeficiente de arraste devido à forma não esférica do biofilme, o que

pode conduzir a velocidades reais ainda menores.

A diminuição de velocidade de sedimentação com o crescimento do biofilme facilita a

circulação das biopartículas, conduzindo a uma situação em que a limitação passa a ser a

necessidade de oxigênio para ser utilizada no tratamento e não mais para a suspensão das

biopartículas.

11.2. Ensaio de Sedimentação em Laboratório com Adição de

Cloreto Férrico

Os valores de massa específica e velocidades de sedimentação das biopartículas

apresentados no item anterior ilustram grande parte da dificuldade de sedimentação observada

na operação, podendo-se levar ainda em consideração a aglutinação da sólidos em suspensão,

que pode não ter condições favoráveis de aglutinação e o aprisionamento de ar como fatores

agravantes do problema.

281

Como conseqüência, os resultados das remoções de DBO bruta ficaram próximos de

87%. Para estudar uma possível melhoria de funcionamento do decantador, foram realizados

ensaios de “jar-test”, adicionando cloreto férrico como agente coagulante.

O primeiro ensaio de “jar-test” foi realizado com a amostra do efluente do R12, tendo

- se medido pH igual a 7,33 e com uma turbidez da amostra bruta igual a 83 NTU.

Variou-se a concentração de cloreto férrico entre 50, 100, 125, 150, 175, 200 e

250mg/l e após a parada da agitação lenta que foi realizada com um gradiente de velocidade

de 50 s-1 (60rpm) por cerca de 15minutos, tomaram-se amostras no seguinte intervalo de

tempo 15, 30, 45, 60, 75, 90, 105, 120 minutos, medindo-se a turbidez remanescente.

A tabela 11.1 mostra os valores obtidos e com os quais se construiu a figura 11.3.

Tabela 11.1 : Valores de turbidez em função da concentração de cloreto férrico - ensaio com jar-test no

reator de 12m.

Concentração FeCl3 (mg/l) 50 100 125 150 175 200 250

Tempo (min)

Turbidez NTU 15 13,1 5,5 3,16 2,79 3,14 3,8 12,9 30 7,14 2,73 1,44 1,36 1,59 2,73 11,5 45 6,16 2,27 0,957 0,533 0,896 2,32 10,5 60 6,01 2,23 1,63 0,53 0,745 2,29 10,3 75 6,18 2,06 0,902 0,405 0,487 2,27 10,2 90 5,79 2,04 0,825 0,447 0,431 2,27 10 105 5,42 2 0,754 0,421 0,392 2,17 9,28 120 17,2 1,99 - 0,515 - 2,17 7,39

0

2

4

6

8

10

12

14

0 20 40 60 80 100 120

Tempo (min)

Turb

idez

(NTU

)

50 mg/l100 mg/l125 mg/l150 mg/l175 mg/l200 mg/l250 mg/l

Figura 11.3: Valores de turbidez em função da concentração de cloreto férrico – R12

Os valores de turbidez medidos com tempo de coleta de 120 minutos não foram

lançados no gráfico porque, para concentrações de 50mg/l, passados 30 minutos, os sólidos

282

em suspensão que estavam no fundo do jarro desprendiam-se, indo para a superfície. O

mesmo comportamento foi observado para concentração de 125mg/l após 60 minutos.

Para melhor observar estes fenômenos, repetiu-se o ensaio de “jar-test”, utilizando

concentração de 125 e 175mg/l, coletando 1 litro de amostra e colocando numa proveta,

medindo os sólidos sedimentáveis a intervalos de tempos. Os resultados obtidos estão na

tabela 11.2. Novamente foi observado que, passados aproximadamente 45 minutos, o material

que se encontrava no fundo da proveta desprendia-se indo para a superfície, quando se

utilizou a concentração de cloreto férrico de 125mg/l, possivelmente devido à desnitrificação.

Tabela 11.2: Ensaio sólidos sedimentáveis – Reator 12 m

Concentração de Cloreto Férrico

de 125 mg/l

Concentração de Cloreto Férrico

de 175 mg/l Tempo

(min) Sólidos Sedimentáveis (ml) Sólidos Sedimentáveis (ml)

Observação

15 40 50

30 40 50

45 * 50 Precipitado foi para superfície

60 35 45

75 35 45

90 * 45 Precipitado foi para superfície

Com a mesma amostra do efluente do R12, foi realizado outro ensaio de “jar-test”

tomando-se uma concentração de 50mg/l de cloreto férrico e variando o pH entre 6, 7 e 8. Os

resultados obtidos encontram-se na tabela 11.3

Tabela 11.3: – Valores de turbidez em função do pH para concentração de 50mg/l de cloreto férrico -

Reator 12 m

pH - Concentração FeCl3 de 50mg/l 6 7 8

Tempo (min)

Turbidez NTU 15 7,27 6,84 6,22 30 3,94 5,04 4,3

Após 30 min de ensaio, o precipitado desprendeu do fundo e foi para a superfície para

as amostras com pH de 7,0 e 8,0.

Ainda com a mesma amostra de efluente, fixou-se o pH igual a 6, variando a

concentração de cloreto férrico de 25, 50 e 75mg/l. Os resultados encontram-se na tabela 11.4.

283

Tabela 11.4: Valores de turbidez em função da concentração de cloreto férrico - ensaio com “jar-test” no reator de 12m e pH de 6,0.

Concentração FeCl3 (g/l) - pH=6,0 25 50 75

Tempo (min)

Turbidez NTU 15 6,86 3,96 2,57 30 4,74 3,05 1,35 45 3,54 3,43 1,13

Com os valores da tabela 11.4 construiu-se o gráfico da figura 11.4.

0

1

2

3

4

5

6

7

8

10 15 20 25 30 35 40 45 50

Tempo (min)

Turb

idez

(NTU

)

25 mg/l50 mg/l75 mg/l

Figura 11.4: Valores de turbidez em função da concentração de cloreto férrico e pH de 6,0 – Reator de

12m

Aos 30 min, o precipitado desprendeu-se para a concentração de 25mg/l e, após 45

min, o mesmo aconteceu para a concentração de 50mg/l.

Com os resultados obtidos no ensaio anterior, optou-se por repetir parte do ensaio com

uma nova amostra de efluente do R12.

Nesta amostra a turbidez inicial obtida foi de 4,80 NTU e o pH medido como sendo

7,37. Utilizou-se primeiramente concentração de cloreto férrico de 50mg/l, variando o pH de

6, 7 e 8. Os resultados obtidos encontram-se na tabela 11.5

Tabela 11.5: Ensaio com uma concentração de 50 mg/l de cloreto férrico para pH de 6.0, 7.0, 8.0

Concentração 50 mg/l de FeCl3

pH 6 7 8

Tempo (min)

Turbidez (NTU) 15 2,86 3,29 3,81 30 1,67 1,84 2,22

Com o resultado de pH igual a 6, obteve-se o melhor resultado na remoção da

turbidez.

284

Realizou-se novo ensaio de “jar-test”, agora variando a concentração de cloreto férrico

em 25, 50 e 75mg/l. Repetiu-se ainda o ensaio de proveta. Os resultados obtidos estão na

tabela 11.6 e com estes construiu-se a figura 11.5.

Tabela 11.6: Ensaio com pH de 6.0 e para concentrações de cloreto férrico de 25, 50 e 75mg/l

Concentração de FeCl3 (mg/l) Ensaio proveta 25 50 75 25 50 75

Tempo

(min.) Turbidez (NTU) Sólidos Sedimentáveis (ml)

15 4,06 1,72 1,61 3 10 30 30 3,33 1,3 0,858 5 10 30 45 3,22 1,09 0,656 5 10 25 60 3,21 0,998 0,538 5 10 25

0,00

0,50

1,00

1,50

2,00

2,50

3,00

3,50

4,00

4,50

10 20 30 40 50 60 70

Tempo (min)

Turb

idez

(NTU

)

25 mg/l50 mg/l75 mg/l

Figura 11.5: Gráfico de turbidez em função do tempo de ensaio e concentração de cloreto férrico

Nesta mesma etapa 3, face aos bons resultados obtidos na remoção de nitrogênio,

começou-se a discutir se não seria possível também haver a remoção de fósforo.

Desta maneira, quando do ensaio anterior, foram determinadas também as

concentrações de fósforo total e ortofosfato.

Para uma melhor compreensão, as concentrações de fósforo total e ortofosfato do

efluente são as mostradas com tempo de 0 min. Os resultados obtidos estão na tabela 11.7 e

com estes construíram-se as figuras 11.6 e 11.7.

Tabela 11.7: Resultados de fósforo para pH = 6.0, nas concentrações de 25,50 e 75mg/l de FeCl3

Concentração de FeCl3 (mg/l) Concentração de FeCl3 (mg/l)

25 50 75 25 50 75 Tempo (min)

Fósforo Total (mg/l – P) ortofosfato (mg/l – P) 0 5 5 5 3,1 3,1 3,1 15 4,3 2,4 1,05 2,9 1,5 0,4 30 4,25 1,65 0,43 0,72 0,6 0,29 60 3,8 1,67 0,47 0,7 0,63 0,23

285

0,00

1,00

2,00

3,00

4,00

5,00

6,00

0 10 20 30 40 50 60 70Tempo (min.)

Con

cent

raçã

o (m

g-P

/l)25 mg/l50 mg/l75 mg/l

Figura 11.6: Concentração de Fósforo total em função do tempo de ensaio e concentração de cloreto

férrico

0,00

0,50

1,00

1,50

2,00

2,50

3,00

3,50

0 10 20 30 40 50 60 70Tempo (min.)

Con

cent

raçã

o (m

g-P

/l)

25 mg/l50 mg/l75 mg/l

Figura 11.7: Concentração de ortofosfato em função do tempo de ensaio e concentração de cloreto férrico

Com os resultados obtidos na espessura do biofilme e com problemas ocorridos na

sedimentação da biomassa, aliados à necessidade de instalação de uma unidade de floculação

e sedimentação em separado, o que tiraria a principal vantagem da utilização deste tipo de

reator, ou seja, realizar o tratamento em um reator compacto, começou-se a discutir a

substituição do decantador por um sistema de flotação e, com isso, vislumbrou-se a

possibilidade de melhor remoção de fósforo.

Para a substituição e construção do sistema de flotação, foram então realizados ensaios

preliminares de flotação em laboratório, sem adicionar cloreto férrico como coagulante,

determinando-se a taxa de recirculação apenas medindo a remoção da turbidez e com uma

pressão abaixo da utilizada no reator (4atm) e sem obter a concentração e a remoção do P. Os

resultados preliminares estão resumidos nas figuras 11.8 e 11.9.

286

0,00

0,50

1,00

1,50

2,00

2,50

3,00

3,50

4,00

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9Sólidos suspensos (após flotação) (mg/l)

A/S

r = 2,0

r = 1,0

r = 0,70

r = 0,50

r = 0,30 r = 0,20

r = 0,40

r = 0,10

Turbidez inicial = 18,6 NTUTemperatura da Amostra = 280C Fração de saturação (f) = 1,0Solubilidade do ar = 16,3 ml/lPressão do ensaio = 4 atmr = taxa de recirculação

Figura 11.8: Determinação da taxa de recirculação (A/S) – R12

0,00

0,20

0,40

0,60

0,80

1,00

1,20

1,40

1,60

0 2 4 6 8 10 12 14Sólidos suspensos (após flotação) (mg/l)

A/S

r = 2,0

r = 1,5

r = 0,7

r = 0,3

r = 0,5 r = 0,4

r = 0,2

r = 0,1

Turbidez inicial = 45,8 NTUTemperatura da Amostra = 290C Fração de saturação (f) = 1,0Solubilidade do ar = 16,3 ml/lPressão do ensaio = 4 atmr = taxa de recirculação

Figura 11.9: Determinação da taxa de recirculação (A/S) – R6

Pelas figuras 11.8 e 11.9, constata-se que era viável realizar a flotação, se possível

numa unidade compacta e única junto ao reator, resgatando a principal vantagem deste

sistema de tratamento que é tratar o esgoto sanitário em uma única unidade compacta.

A etapa 4 (flotação), realizada posteriormente, relata os resultados obtidos após a

inclusão do sistema de flotação.

11.3. Resultados dos Ensaios de Flotação em Laboratório com

Adição de Cloreto Férrico.

Com os resultados obtidos durante o monitoramento da etapa 4, que mostravam não

serem satisfatórias as remoções de DBO e DQO brutas que ainda situavam-se abaixo dos 90%

e, ainda que as concentrações de fósforo obtidas no efluente do reator R12 continuassem altas,

287

procurou-se realizar vários ensaios de flotação em laboratório descritos no item 4.2.5.3 do

capítulo 4 materiais e métodos, adicionando-se como agente coagulante cloreto férrico.

Os resultados estão resumidos nas figuras 11.10 (a) e (b), 11.11 (a) e (b), 11.12 (a) e

(b) e 11.13 (a) e (b), ressaltando que foram analisadas a remoção de fósforo total, sólidos

totais e suspensos e DQO. Ao final deste item são apresentadas as tabelas resumo 11.8 e 11.9

contendo a média, desvio padrão e estimativa do intervalo de confiança das médias com 95%

de confiança para todos os parâmetros analisados.

A figura 11.10 (a) mostra as concentrações de fósforo total do esgoto afluente, no

efluente (P2 – ponto de coleta após o sistema de flotação, no R12), efluente sem adição de

cloreto férrico (L(0mg/l)) e com adição de cloreto férrico em concentrações variando entre

5mg/l e 125mg/l.

A figura 11.10 (b) apresenta os resultados de fósforo total em termos de concentração

média e de remoções médias para todas as repetições do ensaio.

0

2

4

6

8

10

12

14

16

Afluente P2 L (0 mg/l) L (5mg/l) L (15mg/l) L (25mg/l) L (50 mg/l) L (75mg/l) L (100mg/l)

Con

cent

raçã

o (m

g-P

/l)

médiamédia inf.(95%)média sup.(95%)

Ensaios em Célula de FlotaçãoConsiderando a concentração de Cloreto Férrico (a)

30

40

50

60

70

80

90

100

P2 L (0 mg/l) L (5mg/l) L (15mg/l) L (25mg/l) L (50 mg/l) L (75mg/l) L (100mg/l)

Rem

oção

(%)

média

média inf.(95%)

média sup.(95%)

Ensaios em Célula de FlotaçãoConsiderando a concentração de Cloreto Férrico (b)

Figura 11.10: Concentrações obtidas em laboratório de fósforo total (a) e remoção média de fósforo

total (b), com taxa de recirculação de 20%

Na figura 11.10 (a) verifica-se que não houve diminuição significativa na

concentração de fósforo total com o sistema de flotação junto ao reator (série P2) e no ensaio

realizado em laboratório sem adição de cloreto férrico. Esse resultado indica que o flotador

288

integrado ao reator na etapa 4 funcionou próximo ao previsto no laboratório, a despeito de

todas as dificuldades operacionais acarretadas pelos efeitos de escala e pelo controle manual

das vazões de recirculação. Por outro lado, com a adição de cloreto férrico diminuiu

consideravelmente a concentração de fósforo total do efluente.

Pela figura 11.10 (b) pode-se verificar que nos testes em laboratório, sem a adição de

coagulantes, a remoção média foi pouco superior a 50%, enquanto que, no reator, ficou em

torno de 40%. Com a adição de cloreto férrico atingiram-se valores de remoção próximos de

70%, utilizando uma concentração de (50mg/l). Pela figura 11.10, observa-se que, com a

concentração de 75mg/l de cloreto férrico, atinge-se cerca de 90% de remoção de fósforo

total. Entretanto, maiores estudos são recomendados com o intuito de otimizar estes valores

na faixa entre 50 e 75mg/l.

De forma geral, desses resultados em laboratório pode-se ter duas constatações

importantes. A primeira é que, para atingir altas remoções de fósforo, é importante a adição

de coagulantes e a segunda é que, pelos resultados obtidos, pode-se inferir, que sem a adição

de coagulantes, a remoção de fósforo foi muito próxima da obtida no reator com e sem o

sistema de flotação e que, apesar dos problemas havidos no funcionamento do mesmo,

decorrentes do fator de escala e da dificuldade de controle das vazões de recirculação, estes

não foram motivos para a baixa remoção de fósforo.

289

050

100150200250300350400450

P2 L (0 mg/l) L (5mg/l) L (15mg/l) L (25mg/l) L (50 mg/l) L (75mg/l) L (100mg/l)

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l ) média

média inf.(95%)

média sup.(95%)

Ensaios em Célula de FlotaçãoConsiderando a concentração de Cloreto Férrico (a)

30405060708090

100110120

P2 L (0 mg/l) L (5mg/l) L (15mg/l) L (25mg/l) L (50 mg/l) L (75mg/l) L (100mg/l)

Rem

oção

(%)

média

média inf.(95%)

média sup.(95%)

Ensaios em Célula de FlotaçãoConsiderando a concentração de Cloreto Férrico (b)

Figura 11.11: Concentrações obtidas em laboratório de sólidos suspensos (a), e remoção média de sólidos

suspensos (b), com taxa de recirculação de 20%

Analisando os resultados da figura 11.11 (a) e (b), onde são apresentados os dados de

concentrações de sólidos suspensos totais e porcentagem de remoção, verifica-se que houve

uma grande remoção de sólidos suspensos sem a adição de cloreto férrico (~ 90%) e foram

encontradas concentrações de SST do efluente próximas de 15mg/l, diminuindo até cerca de

10mg/l com a adição de 15mg/l de cloreto férrico e voltando aos valores próximos dos

obtidos sem a adição de coagulante para concentrações de 50 e 100mg/l.

Em comparação com a figura 10.7, verificam - se que as concentrações de SST obtidas

do efluente em laboratório foram pouco melhores (considerando taxa de recirculação de

20%), ficando na média acima dos 90%.

Comparando-se a remoção, não com os valores do de SS do esgoto afluente, mas sim

entre eles, verifica-se que a adição de cloreto férrico pouco ou nada modificou as

concentrações de SST no efluente. Comparando-se os valores do efluente do reator (P2) com

os resultados do ensaio de laboratório sem a adição de coagulante, constata-se novamente que

o sistema de flotação, apesar dos vários problemas de operação, apresentou resultados

comparáveis aos obtidos em laboratório.

290

Analisando a figura 11.12 (a) e (b), que apresenta os resultados de sólidos suspensos

voláteis (SSV), verifica-se que os mesmos efeitos observados com sólidos suspensos em

relação às concentrações ocorreram no ensaio de sólidos suspensos voláteis.

0

50

100

150

200

250

300

350

P2 L (0 mg/l) L (5mg/l) L (15mg/l) L (25mg/l) L (50 mg/l) L (75mg/l) L (100mg/l)

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l) média

média inf.(95%)

média sup.(95%)

Ensaios em Célula de FlotaçãoConsiderando a concentração de Cloreto Férrico (a)

30405060708090

100110120

P2 L (0 mg/l) L (5mg/l) L (15mg/l) L (25mg/l) L (50 mg/l) L (75mg/l) L (100mg/l)

Rem

oção

(%)

médiamédia inf.(95%)média sup.(95%)

Ensaios em Célula de FlotaçãoConsiderando a concentração de Cloreto Férrico (b)

Figura 11.12: Concentrações obtidas em laboratório de sólidos suspensos voláteis (a), remoção média de

sólidos suspensos (b), com taxa de recirculação de 20%

Quando se compara os resultados da operação do reator (P2), verifica-se que os

resultados obtidos em termos de concentrações de SSV em laboratório, no efluente, foram

melhores, indicando que pode ter havido problema na coleta dos dados ou na operação do

reator.

Os resultados apresentados nas figuras 11.11 e 11.12 indicam que a proposta de se

adotar um sistema de flotação no topo de um reator de leito fluidizado merece ser melhor

investigada.

A figura 11.13 (a) e (b) apresenta os resultados das concentrações de DQO obtidas em

laboratório.

291

0

200

400

600

800

1000

1200

Afluente P2 L (0 mg/l) L (5mg/l) L (15mg/l) L (25mg/l) L (50 mg/l) L (75mg/l) L (100mg/l)

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l) médiamédia inf.(95%)média sup.(95%)

Ensaios em Célula de FlotaçãoConsiderando a concentração de Cloreto Férrico (a)

30

40

50

60

70

80

90

100

110

P2 L (0 mg/l) L (5mg/l) L (15mg/l) L (25mg/l) L (50 mg/l) L (75mg/l) L (100mg/l)

Rem

oção

(%)

média

média inf.(95%)

média sup.(95%)

Ensaios em Célula de FlotaçãoConsiderando a concentração de Cloreto Férrico (b)

Figura 11.13: Concentrações obtidas em laboratório de DQO (a) e remoção média de DQO (b), com taxa

de recirculação de 20%

Comparando-se as remoções obtidas em laboratório sem a adição de coagulante,

apresentadas na figura 11.13 (a) e (b), com as remoções obtidas no R12, apresentadas nas

figuras 10.3 e 10.4, verifica-se que a remoção da DQO bruta em laboratório foi melhor

situando-se próxima de 90%, ao passo que no R12 obteve-se cerca de 85%. O valor obtido em

laboratório é próximo da DQO filtrada no R12.

Com a adição de cloreto férrico com concentração de 15mg/l verificou - se que a

remoção da DQO melhorou atingindo um valor de 93%. Estes dados mostram que o emprego

de um sistema de flotação melhora significativamente a remoção da DQO.

As tabelas 11.8 e 11.9 apresentam dados estatísticos básicos das séries de

determinações analíticas realizadas na célula de flotação em laboratório: número de ensaios,

média, desvio padrão e intervalo de variação da média amostral com 95% de confiança. Os

intervalos de confiança permitem uma avaliação da significância dos efeitos das diversas

dosagens de coagulante ensaiadas.

292

Tabela 11.8: Resumo das determinações analíticas em ensaios de flotação Pontos de Coleta Concentração de cloreto Férrico (mg/l)

Parâmetros Aflu P2 0 15 25 50 75 100

FÓSFORO (mg-P/l)

No dados 21 20 21 8 10 19 12 13

Média 10,7 5,6 4,9 4,9 4,7 3,9 1,4 0,9

Desv. Padr. 1,54 0,90 0,73 0,62 0,54 0,81 0,64 0,27

média inf (95%) 10,0 5,2 4,5 4,5 4,4 3,5 1,0 0,8

média sup (95%) 11,3 6,0 5,2 5,4 5,0 4,2 1,7 1,1

DQO (mg/l)

No dados 21 20 21 8 10 18 12 13

Média 592,4 91,9 44,5 34,3 38,8 29,3 20,7 15,1

Desv. Padr. 187,1 34,2 18,9 6,3 23,3 6,8 8,8 5,9

média inf (95%) 512,4 76,9 36,5 29,9 24,4 26,2 15,7 11,9

média sup (95%) 672,4 106,8 52,6 38,6 53,2 32,5 25,7 18,3

SST (mg/l)

No dados 20 18 20 8 9 19 12 12

Média 200,9 42,0 15,9 9,0 10,9 14,8 12,4 16,2

Desv. Padr. 80,0 31,7 13,7 5,9 6,7 13,4 20,8 26,6

média inf (95%) 165,8 27,4 9,9 4,9 6,5 8,8 0,7 1,2

média sup (95%) 236,0 56,6 21,9 13,1 15,2 20,8 24,2 31,3

SSF (mg/l)

No dados 20 19 19 7 8 18 10 12

Média 34,3 5,5 3,4 1,7 4,0 6,3 4,2 7,0

Desv. Padr. 22,7 6,0 5,3 4,8 7,5 11,1 22,2 27,1

média inf (95%) 24,3 2,8 1,0 -1,9 -1,2 1,2 -9,5 -8,3

média sup (95%) 44,3 8,2 5,8 5,3 9,2 11,5 17,9 22,3

SSV (mg/l)

No dados 20 19 20 8 9 19 11 12

Média 166,6 36,6 12,8 8,1 7,6 8,8 5,9 9,3

Desv. Padr. 62,0 27,3 11,9 5,4 6,7 12,7 20,7 27,1

média inf (95%) 139,4 24,3 7,6 4,4 3,2 3,1 -6,3 -6,1

média sup (95%) 193,8 48,8 18,0 11,9 11,9 14,6 18,1 24,6

293

Tabela 11.9: Resumo das remoções percentuais em ensaios de flotação Ponto de Coleta Concentração de cloreto Férrico (mg/l)

Parâmetros P2 0 15 25 50 75 100

FÓSFORO (mg-P/l)

No dados 20 21 8 10 19 12 13

Média 46,6 53,9 56,2 56,5 63,6 86,7 90,7

Desv. Padr. 10,2 7,3 8,1 7,0 6,9 5,7 2,5

média inf (95%) 42,1 50,8 50,6 52,2 60,5 83,4 89,4

média sup (95%) 51,1 57,0 61,8 60,8 66,7 89,9 92,1

DQO (mg/l)

No dados 20 21 8 10 19 12 13

Média 82,9 92,0 93,8 92,7 94,7 96,1 97,4

Desv. Padr. 8,0 4,0 1,2 3,7 1,7 2,4 1,1

média inf (95%) 79,4 90,3 92,9 90,4 94,0 94,7 96,8

média sup (95%) 86,4 93,7 94,6 95,0 95,5 97,4 98,0

SST (mg/l)

No dados 18 20 8 9 19 12 12

Média 76,7 91,6 95,6 94,8 91,8 93,0 91,2

Desv. Padr. 17,0 21,2 26,9 22,2 11,1 8,7 6,6

média inf (95%) 68,8 82,3 76,9 80,3 86,8 88,1 87,5

média sup (95%) 84,6 100,9 114,2 109,3 96,8 97,9 94,9

SSF (mg/l)

No dados 18 20 8 9 19 12 12

Média 78,6 87,8 93,3 88,5 76,8 85,9 70,4

Desv. Padr. 28,0 24,6 28,5 22,3 16,3 17,1 28,8

média inf (95%) 65,6 77,0 73,6 73,9 69,5 76,3 54,1

média sup (95%) 91,5 98,6 113,1 103,1 84,1 95,6 86,7

SSV (mg/l)

No dados 19 20 8 9 19 11 12

Média 75,0 92,1 95,4 95,7 94,1 95,7 93,7

Desv. Padr. 19,0 21,3 26,9 22,4 11,2 7,5 7,2

média inf (95%) 66,5 82,8 76,8 81,0 89,1 91,3 89,6

média sup (95%) 83,6 101,4 114,1 110,3 99,2 100,2 97,8

294

11.4. Estimativa de Produção de Lodo

Para apresentar esta estimativa, foram utilizadas as médias das concentrações de DBO

do esgoto afluente e as concentrações de sólidos suspensos no efluente e no lodo do reator,

obtidas com TDH= 3h. Nesta ocasião, o reator R12 funcionava com o sistema de flotação e

com 100g/l de material suporte.

Dados utilizados:

Vazão do R12: 0,0511 l/s;

Volume total R12, Vt=0,552m3;

Volume tubo interno R12, Vi= 0,349m3;

Volume tubo externo R12, Ve=0,203m3;

Volume médio de lodo retirado da superfície do flotador VL= 4,5 l/d.

As concentrações médias de sólidos foram calculadas a partir dos resultados obtidos

no mesmo período em que foi coletada a amostra de lodo no reator R12.

• Concentração média de DBO no esgoto afluente: 282mg/l

• Concentração média de sólidos suspensos no lodo: 61270 mg/l

• Concentração de sólidos suspensos no efluente: 80 mg/l

A partir da vazão , volume e concentrações médias, chega-se a:

• Carga de DBO aplicada = 1,2 kg/d

• SSlodo = 0,276 kg/d

• SSefluente = 0,353 kg/d

Portanto a relação entre os sólidos suspensos produzidos e a carga de DBO aplicada

foi de 0,52kg de SS/kg de DBOaplicada.

Balanço de Sólidos Suspensos Fixos

• Concentração média de sólidos suspensos fixos no afluente: 50 mg/l

• Concentração média de sólidos suspensos fixos no lodo: 14390 mg/l

• Concentração de sólidos suspensos fixos no efluente:10 mg/l

295

A partir da vazão , volume e concentrações médias, chega-se a:

• SSFafluente = 221 g/d

• SSFlodo = 65 g/d

• SSFefluente = 44 g/d

Portanto a diferença entre SSF afluente e efluente, será:

• ∆SSF = 221 – 109 = 112 g/d

Normalmente as concentrações de SSF no esgoto afluente e no efluente deveriam ter

valores próximos, no entanto foram encontrados cerca de 50% dos SSF no efluente.

Os cálculos anteriores, produção de lodo e diferença de SSF encontradas no afluente e

no efluente, conduzem à hipótese de que esteja havendo um acúmulo de lodo dentro do reator.

Um fator a mais que pode confirmar esta hipótese é que quando do esvaziamento dos reatores

uma quantidade de lodo era encontrada entre a zona de reação (reator) e a zona de separação

(decantador/flotador).

296

12. Recomendações para Projeto e Operação

Neste capítulo, serão feitas considerações mais relevantes dos principais resultados do

monitoramento relacionados às características importantes e de operação dos sistemas

aeróbios de leito fluidizado com circulação em tubos concêntricos, bem como as

recomendações e constatações oriundas do processo de desenvolvimento tecnológico

empreendido ao longo do período experimental, procurando estabelecer parâmetros e

evidenciar as necessidades de futuros aperfeiçoamentos, de estudos mais detalhados sobre sua

aplicabilidade e viabilidade.

A discussão aqui desenvolvida focaliza as informações consideradas mais básicas do

projeto: o volume de reator necessário, geometria a ser adotada, material a ser escolhido para

o meio suporte, concentrações de sólidos e consumo de ar previsto.

Volume do reator necessário:

Para o esgoto utilizado durante a fase experimental, com concentrações de DQO

variando entre 500mg/l e 800mg/l, bons resultados foram obtidos com TDH = 3h ou maiores.

Os reatores demonstraram ainda ser capazes de suportar uma sobrecarga relativamente alta,

pois com TDH = 2h a eficiência de tratamento não diminuiu de maneira acentuada. Esses

valores levam a uma carga orgânica volumétrica aplicada aos reatores variando entre

5 kgDQO/m3dia e 8 kgDQO/m3dia. Com relação à DBO as concentrações variaram entre

281 mg/l e 283 mg/l, fazendo com que a carga orgânica volumétrica variasse para diferentes

condições de operação entre 2,5 kg DBO/m3dia e 3,5 kgDBO/m3dia.

Para TDH=3h foram obtidas remoções de 84% a 90% da DQO e DBO brutas

respectivamente e 95 a 99% de DQO e DBO filtradas respectivamente. Quanto ao nitrogênio

total, foi removido cerca de 72 % de uma carga afluente de cerca de 0,8kg-N/m3.dia.

Geometria:

Uma vez determinado o volume do reator, as próximas decisões básicas referem-se à

geometria, sendo necessário especificar a altura e a relação entre áreas externa e interna.

297

Dentro da faixa de valores cobertos neste trabalho, o efeito da altura ( 6 e 12m ) sobre os

resultados do tratamento não foi significativo. Dentro dessa perspectiva a altura de 6m tem o

atrativo de permitir a utilização de sopradores para prover o ar necessário em relação aos

compressores necessários para os reatores de maior altura.

Não se pode descartar, entretanto, à luz dos resultados obtidos, que alturas maiores que

as ensaiadas não apresentem outras vantagens, particularmente em relação à transferência de

oxigênio, de forma que este aspecto merece estudos posteriores.

A próxima decisão de dimensionamento refere-se à determinação do diâmetro interno,

visto que o externo decorre da escolha da altura e da determinação do volume do reator. A

escolha do diâmetro interno envolve aspectos bastante complexos de funcionamento

hidrodinâmico, transferência de massa e de eficiência de remoção, que merecem comentários

adicionais.

Considerando de forma geral a questão, neste trabalho foram utilizadas relações entre

área externa e interna de 0,56 (configuração 250-200) e 5,25 (configuração 250-100), sendo

que a última resultou numa economia de cerca de 46% na vazão de ar injetado. Não houve

diferenças estatisticamente significativas na remoção de DBO, DQO e fósforo entre as duas

configurações testadas. Quanto ao nitrogênio, aparentemente a configuração 250-100

mostrou-se mais favorável a remoção do nitrogênio total, apesar de se ter conseguida

completa nitrificação na configuração 250-200, o que recomenda estudos posteriores.

Entretanto, com relação à eficiência da utilização do ar a relação ótima situa-se num

valor intermediário ainda objeto de comprovação experimental Na configuração 250-200, a

otimização de funcionamento não foi possível pelas condições hidrodinâmicas, ou seja, foi

necessário mais ar para manter o leito em suspensão do que o necessário para o tratamento.

Na configuração 250-100 o fornecimento de oxigênio para o tratamento foi o fator

controlador, ou seja, com folga no funcionamento hidrodinâmico e baixo fornecimento de

oxigênio para o tratamento de esgoto. Conclui-se, portanto, que uma configuração de reator

com uma relação entre áreas externa e interna mais próxima da configuração 250-100 estaria

mais próxima do ponto ótimo.

Meio suporte e concentrações de sólidos:

Uma vez definida a geometria básica, o dimensionamento passa pela escolha do meio

suporte e das concentrações de sólidos. Uma vez que se tenha escolhido areia como meio

suporte e concentrações de até 100g/l, que foi utilizada nos ensaios, podem ser extrapolados

os resultados obtidos neste trabalho.

298

Os dados de transferência de oxigênio indicam que podem ser usadas concentrações de

até 150g/l sem diminuição no KLa obtido com água limpa ou até com um aumento na taxa de

transferência de oxigênio quando aumenta a concentração de sólidos. A capacidade de

suspensão do material suporte utilizado nos reatores foi verificada até 200g/l sem problemas

conforme discutido no item 5.2. As limitações ao aumento da concentração serão discutidas

mais adiante na seção que analisa os aspectos operacionais.

Usando areia com diâmetro médio uniforme de 0,27mm foram obtidas biopartículas

com biofilmes da ordem de 0,2mm, relativamente espessos, resultando em importante

variação da massa específica das biopartículas durante o processo de partida do reator. Essas

variações da massa específica precisam ser levadas em conta na determinação das vazões de

ar e na estratégia de partida.

Os dados de projeto a serem utilizados são – massa específica, inicial 2657kg/m3;

espessura do biofilme entre 0,1 e 0,3mm resultando em biopartículas de até 0,8mm de

diâmetro na fase de operação em regime, com massa especifica mínima de cerca de

1200kg/m3. A velocidade teórica de sedimentação da biopartícula, calculada com a lei de

Stokes foi de 0,008m/s na fase final de formação do biofilme. Essa estimativa não leva em

conta o possível crescimento do coeficiente de arraste devido à forma não esférica do

biofilme, o que pode conduzir a velocidades reais ainda menores.

Os valores de velocidades citados são menores que a velocidade na área de passagem

entre a zona de reação e a zona de sedimentação utilizada no projeto inicial do reator. Este

fato pode explicar a retenção de biomassa em suspensão na parte inferior da zona de

sedimentação, impedindo a recirculação das biopartículas mais densas de volta à zona de

reação. Simultaneamente, como a velocidade de ascensão na zona de sedimentação não era

suficientemente pequena para as partículas com biofilme espesso, ocorria o arraste dessas

biopartículas menos densas para o efluente, piorando sua qualidade.

As concentrações de meio suporte e de biomassa ( aderida e não aderida) observadas

na operação resultaram em uma concentração de biomassa por m3 do reator de cerca de 40

kg/m3. A influência da concentração de meio suporte sobre essas características do biofilme

resultante necessita de maiores investigações. Com esses valores podem-se esperar taxas

específicas de remoção de nitrogênio em ambos os reatores de 0,014 kg-N / kg- SSV.dia.

As taxas específicas de remoção de nitrogênio, são comparáveis ao valor de

0,02 kg-N/kg-biomassa.dia registrados por Lee et al (2004) utilizando esgoto sintético com

substrato contendo acetato e amônia, com biofilmes compostos por misturas de bactérias

nitrificantes e heterotróficas. Os baixos valores obtidos neste trabalho, aliado à presença de

299

nitratos em concentrações relativamente altas no efluente da configuração 250-200, parecem

indicar que ocorreu um processo oxidativo de redução de nitrogênio juntamente com o

processo biológico.

Fornecimento de ar:

As taxas de aplicação superficial de ar no tubo interno utilizadas neste trabalho foram

de 0,051 m3/m2s na fase inicial de partida, reduzindo-se até cerca de 0,026 m3/m2s em

operação normal, após a formação do biofilme. Os valores aqui apresentados referem-se à

configuração 250-200, com relação entre áreas externa e interna igual a 0,56.

Para promover a circulação, foram investigadas as alternativas de pedras porosas e

injetores perfurados. A utilização de injetores de baixa pressão com furos de cerca de 1mm de

diâmetro mostrou-se vantajosa em relação às pedras de vidro sinterizado pois não

comprometeu as características de transferência de oxigênio, permitindo injeção a menores

pressões e provocando um funcionamento mais suave do leito, além de apresentar resistência

mecânica superior.

Os valores de KLa obtidos variaram linearmente com a taxa de aplicação superficial de

ar, conforme a equação KLa (1/s) = 2,34 x 10E-6 x Qar (l/h) com R2 =0,90.

As taxas de transferência de oxigênio (SOTR), por unidade de volume de reator, foram

ligeiramente menores no R6, pois, com metade do volume de reação obteve em média apenas

39% das taxas de SOTR do reator de 12m, utilizando a mesma vazão de ar. Com a adição de

areia a diferença entre os dois reatores (R6 e R12) no fluxo de massa de oxigênio transferida

por unidade de volume foi mais pronunciada, subindo de 260% com água limpa, para 330%

com concentrações de areia de até 150g/l, conforme discussão do item 6.3.

Considerando entretanto, a taxa de transferência de oxigênio por unidade de potência

do sistema de aeração (SAE) sem areia, observa-se que esta se revela praticamente

equivalente nos dois reatores, devido à maior pressão de injeção requerida pelo R12.

No R12 as concentrações de areia entre 50 e 150 g/l não apresentaram diferenças

sensíveis nos valores de KLa, mas causaram um acréscimo significativo em relação à água

limpa (meio bifásico). Os índices SAE também foram superiores atingindo cerca de

2,5 mgO2/sW contra valores em torno de 0,6 mg O2/sW com água limpa. O mesmo ocorreu

com o SOTE, que subiu de cerca de 20% para 80%.

No R6 a influencia da concentração de areia não foi tão acentuada, os índices SAE

registraram valores entre 0,5 e 1,5 mg O2/sW e o SOTE entre 10% e 20%, respectivamente

para as condições de água limpa e com areia.

300

Com relação ao dimensionamento do sistema de fornecimento de ar, considerando

uma perda de carga de 1,0m no injetor e em todo o sistema e uma eficiência de 70% do

sistema de fornecimento de ar, chega-se para o R12 a um consumo de energia de 0,18 kW/m3

de reator, correspondendo a 1,25 kWh/kg DBOaplicada; para o R6 foram empregados

0,22 kW/m3 de reator sendo obtidos 2,3 kWh/kg DBOaplicada. No caso da configuração 250-

100 (R6) foram consumidos 0,15kW/m3 de reator resultando em 1,6 kWh/kg DBOaplicada

valores acima dos utilizados em aeração prolongada sem desnitrificação e bem próximos

quando se obtém desnitrificação.

Separação de sólidos:

Finaliza essa seção de definição das características de projeto do reator, uma breve

discussão sobre o dispositivo integrado de separação da biomassa. Para isso foi estudado o

emprego de decantador e de flotador. As dificuldades com sedimentação das sólidos em

suspensão biopartículas foram uma constante ao longo das carreiras experimentais com várias

configurações e parâmetros de operação.

A configuração de 250-100 com 6m de altura resultou em melhoria nas características

do efluente final em relação à 250-200 de mesma altura, indicando que o controle das

condições de atrito no leito pode ser conseguido com atuação nas relações entre áreas de

subida e descida. Entretanto, o baixo peso específico da biopartícula resultante indica que a

alternativa de flotação seria mais promissora. Sugere-se que estudos posteriores avaliem essa

questão em modelos de escala maior, com biopartículas resultantes em meios com maior

concentração de sólidos.

Para o flotador as taxas de recirculação em torno de 15% mostraram-se adequadas.

Para melhorar a remoção de fósforo deve-se adicionar cloreto férrico, sendo que a

concentração ótima a ser acrescentada, conforme ensaios em célula de flotação em

laboratório, foi de 75 mg/l de cloreto férrico. Com isso obteve-se em laboratório remoção de

fósforo da ordem de 88%. A relação A/S que apresentou melhores resultados foi de 0,20.

Observa-se ainda que, para a comprovação destes dados há necessidade de se construir o

sistema de flotação em escala mais adequada.

Aspectos operacionais:

Dentre os aspectos operacionais a considerar, um dos mais importantes refere-se à

estabilidade do leito e partida hidráulica após sedimentação.

301

Os modelos hidráulicos mostram que, à medida que aumentam as concentrações

nominais de meio suporte, aumentam também as diferenças entre as concentrações de sólidos

no tubo interno e externo. As relações de áreas que se mostraram mais promissoras com

relação à eficiência de utilização de ar são as de menores áreas internas. Este fato precisa ser

considerado com cautela nos projetos porque a adoção de altas concentrações nominais de

sólidos pode levar à instabilização do meio sólido, sedimentando-se na base do tubo interno e

interrompendo a circulação do reator. Este efeito pode ser minimizado pela introdução

gradual da areia, permitindo a formação do biofilme.

O efeito de instabilização do leito sólido foi mais pronunciado nos modelos ensaiados

devido às dimensões reduzidas da seção anular resultante para o tubo de descida. Com isso

qualquer acúmulo anormal de partículas devido a irregularidades da seção tendia a provocar o

colapso do meio. Observa-se que com seções de maior tamanho esse efeito das

irregularidades construtivas tende a diminuir, possibilitando a manutenção de maiores

concentrações de sólidos sem dificuldades.

O mecanismo de suspensão dos sólidos é a circulação da fase líquida. Dessa forma, a

ressuspensão dos sólidos fica impossibilitada, a cada nova partida do reator, quando os

sólidos sedimentam e obstruem as aberturas inferiores de circulação do liquido. Essa

característica indica que os reatores deste tipo devem contar com dispositivos especiais para a

partida hidráulica. Tendo em vista que o propulsor axial utilizado no trabalho implica em

dificuldades de ordem mecânica e econômica, não se recomenda sua utilização em escala real.

Desta forma a questão da nova partida precisa ser objeto de estudos e desenvolvimentos

posteriores. Entretanto, da observação em modelos reduzidos efetuada na etapa inicial da

pesquisa, pode-se propor a utilização de injetores de ar secundários instalados na base do tubo

de descida para operar apenas na fase de ressuspensão do leito. Mediante operação adequada

de registros esses injetores podem ser usados para fluidizar o material no tubo externo,

facilitando o processo de abertura da passagem inferior obstruída pela sedimentação do meio

sólido.

Observou-se ao longo da operação, que as concentrações reais de areia se situaram ao

redor de 60% das concentrações nominais. Isto pode indicar que a areia inserida no reator está

ficando retida em zonas mortas de circulação do fluido na parte inferior do reator e também

aprisionadas em zonas de formação e adensamento de biomassa em certas regiões do sistema

de tratamento e eventualmente perdas de partículas de areia.

A operação deve considerar também a tendência ao acúmulo de sólidos suspensos no

reator. O esquema operacional com decantador implica na necessidade de remoção de lodo

302

deverá prever a realização de purgas periódicas para retirar o excesso de lodo presente no

reator. Admitindo que o lodo descartado contém meio suporte, pode-se e deve-se prever a

necessidade de reposição de areia após o descarte do lodo.

O esquema operacional adotado para definir as vazões de ar foi baseado no objetivo de

manter uma concentração mínima de 2mg/l de oxigênio dissolvido na parte superior do reator.

Foram efetuadas medições da concentração de OD na parte inferior do R12( área externa-

configuração 250-200) encontrando-se valores em torno de 1mg/l e no topo do R12 foram

nestas mesmas medições encontradas concentrações de OD em torno de 3,5mg/l, para poder

suspender as partículas de areia. Tendo em vista essa meta operacional, mantida durante todo

o tratamento, entende-se que as zonas anóxicas necessárias à denitrificação ocorreram no

interior do biofilme, conforme admitido também por Hagedorn-Olsen et al. (1994). Essa

hipótese é reforçada pela espessura grande do biofilme resultante nas condições em que foi

conduzido o experimento, mas necessita de estudos posteriores que a comprovem.

Adicionalmente, as relações de área externa/interna merecem também consideração, para que

sejam criadas zonas anóxicas no reator e não somente no interior do biofilme

Na fase inicial de operação, a suspensão das partículas exige maiores vazões de ar, o

que dificulta a aclimatação e à formação do biofilme. Neste sentido deve-se iniciar a operação

dos reatores com vazões de ar superiores e ir gradativamente diminuindo após a formação do

biofilme. Portanto os projetos devem levar em conta que as partidas devem ser realizadas com

menores concentrações de areia, aumentando gradativamente até a concentração nominal.

Recomenda-se também iniciar a operação com maiores TDHs, aumentando

gradualmente a concentração de sólidos, para facilitar a formação e adaptação dos

microrganismos e, após atingir a concentração nominal desejada, aumentar a carga orgânica

aplicada. Nos ensaios realizados a fase de formação e estabilização do biofilme durou cerca

de 3 meses.

303

13. Conclusões e Recomendações

Do trabalho realizado, podem ser tiradas as seguintes conclusões:

- Para o esgoto sanitário utilizado no experimento, submetido apenas a peneira estática

com abertura de 1mm, o sistema de tratamento estudado, composto de reator biológico com

partículas suporte de biomassa com circulação induzida, por jatos de ar, em tubos

concêntricos, com a unidade de clarificação de efluente acoplada em uma única unidade,

apresentou possibilidade técnica de utilização, embora ainda sujeita a melhorias na eficiência

da utilização do ar injetado e na clarificação do efluente final.

- Os melhores resultados foram obtidos com tempo de detenção hidráulica no volume

de reação (TDH) de 3h.

- Com TDH de 3h foram obtidas remoções de cerca de 90% da DBO bruta, 99% da

DBO filtrada, 84% de DQO bruta, 95% da DQO filtrada, 72 % de nitrogênio total e 32% de

fósforo.

- A altura do reator não se mostrou estatisticamente significativa nas eficiências de

remoção citadas.

- Todas as configurações ensaiadas apresentaram uma elevada nitrificação.

- As altas remoções de nitrogênio total obtidas indicam a ocorrência de desnitrificação.

Esse fenômeno ocorreu com maior intensidade na configuração 250-100 (diâmetro do tubo

externo – diâmetro do tubo interno).

- Os melhores índices de consumo de energia, são estimados em 1,42

kWh/kgDBOAplicado.h, (R6 250-100); um valor relativamente próximo aos usualmente

observados em sistemas de lodos ativados com nitrificação.

- Os injetores de ar de PVC perfurado apresentaram a mesma eficiência de

transferência dos injetores de pedra porosa, porém, com melhor fluidização do leito, menor

perda de carga, sendo ainda menos sujeitos a obstruções.

- A maior eficiência na utilização do ar foi obtida com uma taxa de aplicação

superficial de cerca de 0,03m3/m2s no tubo interno, na configuração 250-100, que corresponde

a uma relação de áreas externa/interna de 5,25.

304

- A relação ótima de áreas externa / interna do volume de reação deve situar-se

próxima de 5 (configuração 250-100), pois a vazão de ar necessária foi determinada pela

necessidade do processo de tratamento, enquanto nas configurações 250-200 o fator limitante

foi a necessidade de manter as biopartículas em suspensão.

- A utilização de areia como meio suporte revelou-se viável, com diâmetro médio de

0,27mm, em concentrações nominais de até 100g/l.

- A grande variação de massa específica das biopartículas resultante do

desenvolvimento do biofilme precisa ser levada em conta no projeto hidráulico do reator.

- A biomassa não aderida às biopartículas mostrou-se de difícil sedimentação,

tornando atrativa a utilização de um sistema de flotação como separador de sólidos em

suspensão do efluente final.

- A utilização de flotador pode ser mais interessante quando for desejada uma maior

remoção de fósforo, sendo necessária, nesse caso, a adição de coagulantes. Ensaios realizados

em laboratório aumentaram a eficiência de remoção de fósforo do efluente dos reatores de

cerca de 34% para cerca de 88% (concentração de fósforo menor que 1mg/l) com adição de

75mg/l de cloreto férrico.

Recomenda-se para a continuação do trabalho, visando a efetiva utilização da

tecnologia pesquisada, para o tratamento de esgotos sanitários:

utilização de maiores concentrações de meio suporte;

definição das relações ótimas entre área externa/interna e influência da altura

sobre a relação ótima;

monitoramento do OD ao longo do reator para a identificação de zonas anóxicas

no reator;

identificar como se dá o processo de desnitrificação no reator;

ampliação da escala visando uma maior facilidade no uso de flotador com ar

dissolvido para clarificação final do efluente e melhoria na remoção de fósforo;

utilização de outros agentes coagulantes;

dispositivos e metodologia de partida hidráulica e para a ressuspensão do leito

após paradas momentâneas;

ensaio de outras configurações geométricas.

305

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318

ANEXO A - Tabelas

319

Sumário

Ensaio de Areia............................................................................................................................... 321 Tabela A-1: Determinação das concentrações médias de areia no reator de 12m em função das vazões de ar. ............................................................................................................................... 321

Ensaio de Aeração .......................................................................................................................... 322 Tabela A-2: Resultados de KLa e Cs obtidos nos ensaios de aeração do Reator 12m ................ 322 Tabela A-3: Resultados de KLa e Cs obtidos nos ensaios de aeração do Reator 6m .................. 323

Carreira 2: TDH de 2 horas e Concentração de Areia = 50 g/l ....................................................... 324 Tabela A-C2.1: Concentrações e remoções DBO bruta ............................................................. 324 Tabela A-C2.2: Concentrações e remoções DQO bruta............................................................. 324 Tabela A-C2.3: Concentrações de Sólidos Totais - Reator 12 m ............................................... 324 Tabela A-C2.4: Concentrações de Sólidos Totais - Reator 6 m ................................................. 324

Carreira 3: TDH de 1 hora e Concentração de Areia = 50 g/l ........................................................ 325 Tabela A-C3.1: Concentrações e remoções de DBO bruta ........................................................ 325 Tabela A-C3.2: Concentrações e remoções de DQO Bruta ....................................................... 325 Tabela A-C3.3: Concentrações de Sólidos Totais - Reator 12 m ............................................... 325 Tabela A-C3.4: Concentrações de Sólidos Totais - Reator 6 m ................................................. 325 Tabela A-C3.5: Concentrações de Sólidos Suspensos - Reator 12 m ........................................ 325 Tabela A-C3.7: Concentrações de Nitrogênio - Reator 12 m..................................................... 326 Tabela A-C3.8: Concentrações de Nitrogênio - Reator 6 m....................................................... 326

Carreira 4: TDH de 8 horas e Concentração de Areia = 50 g/l ....................................................... 327 Tabela A-C4.1: Concentrações e remoções de DBO bruta ........................................................ 327 Tabela A-C4.2: Concentrações e remoções de DQO bruta ........................................................ 327 Tabela A-C4.3: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 12m ............................................... 328 Tabela A-C4.4: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 6m ................................................. 328 Tabela A-C4.5: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 12m......................................... 329 Tabela A-C4.6: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 6m........................................... 329 Tabela A-C4.7: Concentrações de Nitrogênio – Reator 12m..................................................... 330 Tabela A-C4.8: Concentrações de Nitrogênio – Reator 6m....................................................... 330

Carreiras 5 e 6: TDH de 4 e 8 horas e Concentração de Areia = 50 g/l .......................................... 331 Tabela A-C56.1: Concentrações e remoções de DBO bruta ...................................................... 331 Tabela A-C56.2: Concentrações e remoções de DBO filtrada ................................................... 332 Tabela A-C56.3: Concentrações e remoções de DQO bruta ...................................................... 333 Tabela A-C56.4: Concentrações e remoções de DQO filtrada................................................... 334 Tabela A-C56.5: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 12m ............................................. 335 Tabela A-C56.6: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 6m ............................................... 336 Tabela A-C56.7: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 12m....................................... 337 Tabela A-C56.8: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 6m......................................... 338 Tabela A-C56.9: Concentrações de Nitrogênio – Reator 12m ................................................... 339 Tabela A-C56.10: Concentrações de Nitrogênio – Reator 6m ................................................... 340

Carreira 7: TDH 8 horas e Concentração de Areia = 100 g/l.......................................................... 341 Tabela A-C7.1: Concentrações e remoções de DBO bruta ........................................................ 341 Tabela A-C7.2: Concentrações e remoções de DBO filtrada ..................................................... 341 Tabela A-C7.3: Concentrações e remoções de DQO bruta ........................................................ 341 Tabela A-C7.4: Concentrações e remoções de DQO filtrada..................................................... 342 Tabela A-C7.5: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 12m ............................................... 342 Tabela A-C7.6: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 6m ................................................. 343 Tabela A-C7.7: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 12m......................................... 343 Tabela A-C7.8: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 6m........................................... 344 Tabela A-C7.9: Concentrações de Nitrogênio – Reator 12m..................................................... 344

Carreira 8: TDH 8,4,3 e 2 horas e Concentração de Areia = 100 g/l – Bomba Axial..................... 346 Tabela A-C8.1: Concentrações e remoções de DBO bruta ........................................................ 346 Tabela A-C8.2: Concentrações e remoções de DBO filtrada ..................................................... 347

320

Tabela A-C8.3: Concentrações e remoções de DQO bruta ........................................................ 348 Tabela A-C8.4: Concentrações e remoções de DQO filtrada..................................................... 349 Tabela A-C8.5: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 12m ............................................... 350 Tabela A-C8.6: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 6m ................................................. 351 Tabela A-C8.7: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 12m......................................... 352 Tabela A-C8.8: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 6m........................................... 353 Tabela A-C8.9: Concentrações de Nitrogênio – Reator 12m..................................................... 354 Tabela A-C8.10: Concentrações de Nitrogênio – Reator 6m ..................................................... 355 Tabela A-C8.11: Concentrações de Fósforo – Reator 12m........................................................ 356 Tabela A-C8.12: Concentrações de Fósforo – Reator 6m.......................................................... 357

Carreira 9: TDH de 3 horas e Concentração de Areia = 100 g/l – Sistema de Flotação................. 358 Tabela A-C9.1: Concentrações e remoções de DBO bruta e filtrada ......................................... 358 Tabela A-C9.2: Concentrações e remoções de DQO bruta e filtrada......................................... 359 Tabela A-C9.3: Concentrações de Sólidos Totais ...................................................................... 360 Tabela A-C9.4: Concentrações de Sólidos Suspensos ............................................................... 361 Tabela A-C9.5: Concentrações de Nitrogênio............................................................................ 362 Tabela A-C9.6: Concentrações de Fósforo................................................................................. 363

Carreira 10: TDH de 3 horas e Concentração de Areia = 100 g/l – Redução do Diâmetro Interno 364 Tabela A-C10.1: Concentrações e remoções de DBO bruta e filtrada ....................................... 364 Tabela A-C10.2: Concentrações e remoções de DQO bruta e filtrada....................................... 365 Tabela A-C10.3: Concentrações de Sólidos Totais .................................................................... 365 Tabela A-C10.4: Concentrações de Sólidos Suspensos ............................................................. 366 Tabela A-C10.5: Concentrações de Nitrogênios ........................................................................ 366 Tabela A-C10.6: Concentrações de Fósforo............................................................................... 367

321

Ensaio de Areia

Tabela A-1: Determinação das concentrações médias de areia no reator de 12m em função das vazões de ar.

Vazão de ar ( l/h )

Conc. Nominal de Areia

( g/l )

Vol. Areia Decantada

( ml )

Vol. da Amostra

( ml )

Massa de Areia

( g )

Conc. Real de Areia

( g/ l)

20 1100 33,1 30,0 20 930 33,1 35,5 50 20 950 33,1 34,8

70 30 970 46,8 48,3 40 1025 60,6 59,1

90 40 950 60,6 63,8 50 970 74,4 76,7

110 50 1020 74,4 72,9 60 990 88,2 89,1 60 955 88,2 92,3 150 70 940 102,0 108,5 80 950 115,7 121,8

8000

200 80 940 115,7 123,1 45 1000 67,5 67,5

110 40 940 60,6 64,5 60 950 88,2 92,8 60 940 88,2 93,8 60 960 88,2 91,9 70 930 102,0 109,6

150

60 920 88,2 95,9 90 940 129,5 137,8 90 930 129,5 139,3

6000

200 85 960 122,6 127,8

110 45 940 67,5 71,8 42 930 63,4 68,1 60 935 88,2 94,3 70 980 102,0 104,0 70 980 102,0 104,0 60 940 88,2 93,8 50 920 74,4 80,9 60 960 88,2 91,9 80 960 115,7 120,6 90 970 129,5 133,5

4000 150

80 960 115,7 120,6 40 920 60,6 65,9 45 920 67,5 73,4 40 940 60,6 64,5 45 940 67,5 71,8 40 940 60,6 64,5 25 940 39,9 42,5 10 920 19,3 20,9 60 930 88,2 94,8 65 930 95,1 102,2

2000 110

10 920 19,3 20,9

322

Ensaio de Aeração

Tabela A-2: Resultados de KLa e Cs obtidos nos ensaios de aeração do Reator 12m

Observações Vazão de ar ( l/h ) KLa ( 1/s ) Cs (mg/l) Desv. Pad. KLa (

1/s ) Desv. Pad. Cs

(mg/l) KLa20 (1/s)

Série 1 400 0,00148 9,29 3,36E-05 0,090 0,00135 600 0,00148 6,00 1,83E-05 0,021 0,00135 800 0,00177 5,94 2,80E-05 0,020 0,00161

1000 0,00224 5,85 3,19E-05 0,015 0,00204 1600 0,00353 3,94 6,64E-05 0,018 0,00321 600 0,00202 12,24 7,94E-05 0,191 0,00184

1000 0,00309 11,21 9,15E-05 0,097 0,00281 1400 0,00385 11,37 7,72E-05 0,052 0,00350

2 injetores

1400 0,00547 10,67 1,42E-04 0,097 0,00498 1800 0,00518 11,52 3,80E-04 0,354 0,00471 2000 0,00505 11,69 4,42E-04 0,465 0,00459 1000 0,00352 11,14 2,25E-04 0,321 0,00321 2200 0,00354 11,45 1,51E-04 0,207 0,00322 2600 0,00714 10,49 3,46E-04 0,162 0,00650 3000 0,00648 10,44 2,02E-04 0,097 0,00589 2200 0,00454 10,26 1,60E-04 0,146 0,00413

4 injetores

2600 0,00589 11,29 3,33E-04 0,286 0,00535 Série 2

2500 0,0204 8,08 1,80E-03 0,181 0,01855 4000 0,0062 18,3 4,89E-03 9,720 0,00562 0 g/l 6000 0,1064 8,78 1,43E-02 0,269 0,09681 3000 0,0274 11,5 5,49E-03 1,304 0,02491 4500 0,0521 10,2 9,35E-03 0,792 0,04738 50 g/l 6000 0,0635 8,81 4,65E-03 0,137 0,05772 4000 0,0431 8,01 1,09E-03 0,036 0,03921 100 g/l 6000 0,0839 8,77 8,18E-03 0,151 0,07634 3000 0,0350 8,73 1,66E-03 0,129 0,03186 4000 0,0399 8,71 6,65E-04 0,034 0,03632 150 g/l 6000 0,0760 9,21 4,31E-03 0,144 0,06912

Série 3 2000 0,0060 12,8 1,04E-04 0,041 0,00543 4000 0,0101 12,4 1,23E-04 0,023 0,00923 6000 0,0172 11,9 6,02E-04 0,078 0,01563

323

Tabela A-3: Resultados de KLa e Cs obtidos nos ensaios de aeração do Reator 6m

Observações Vazão de ar ( l/h ) KLa ( 1/s ) Cs (mg/L ) Desv. Pad. KLa

( 1/s ) Desv. Pad. Cs

(mg/L) KLa20 (l /s)

Série 01 400 0,0005 9,03 1,24E-05 0,117 0,00043 600 0,0012 15,0 4,17E-05 0,360 0,00106 1000 0,0011 16,3 5,14E-05 0,489 0,00103

1400 0,0013 16,5 7,53E-05 0,597 0,00117 Série 02

2000 0,0102 8,18 1,14E-04 0,024 0,00925 3500 0,0149 7,70 1,03E-03 0,079 0,01355 3500 0,0154 7,74 4,97E-04 0,039 0,01402

0 g/l

5000 0,0158 8,16 6,50E-04 0,081 0,01435 2000 0,0067 9,88 1,11E-03 0,784 0,00609 3500 0,0171 7,50 1,46E-03 0,153 0,01551 5000 0,0179 7,91 1,31E-03 0,139 0,01633

50 g/l

6500 0,0356 7,74 2,53E-03 0,084 0,03234 2500 0,0188 7,92 6,21E-04 0,074 0,01706 4000 0,0413 7,59 2,61E-03 0,091 0,03756 100 g/l 6000 0,0545 7,63 4,90E-03 0,132 0,04956 2500 0,0275 7,96 9,93E-04 0,069 0,02499 4000 0,0296 8,02 6,35E-04 0,040 0,02690 150 g/l 6000 0,0873 7,59 5,85E-03 0,169 0,07942

Série 03 2000 0,0049 10,5 1,95E-05 0,009 0,00446 4000 0,0084 10,2 3,11E-05 0,009 0,00768 6000 0,0133 9,90 1,08E-04 0,011 0,01208

Série 04 1000 0,0025 11,0 1,72E-04 0,395 0,00230 1500 0,0032 8,57 1,95E-04 0,262 0,00288 2000 0,0057 9,84 4,34E-04 0,418 0,00519 2500 0,0092 8,91 7,90E-04 0,378 0,00835 3000 0,0113 8,98 1,35E-03 0,510 0,01026 3500 0,0107 7,19 1,31E-04 0,025 0,01009 4000 0,0092 7,81 4,42E-04 0,110 0,00874 4500 0,0114 7,92 4,28E-04 0,110 0,01079 5000 0,0116 7,28 2,91E-04 0,036 0,01089 5500 0,0141 8,03 7,07E-04 0,119 0,01322

6000 0,0157 6,98 3,16E-04 0,035 0,01473 Série 05: 250-100

500 0,0018 8,19 3,22E-05 0,074 0,00169 800 0,0018 8,19 3,28E-05 0,076 0,00169 1000 0,0025 9,40 3,28E-05 0,059 0,00239 1500 0,0038 8,99 8,47E-05 0,090 0,00365 2000 0,0047 8,68 8,28E-05 0,064 0,00448

2500 0,0067 9,00 7,63E-05 0,040 0,00637

324

Carreira 2: TDH de 2 horas e Concentração de Areia = 50 g/l

Tabela A-C2.1: Concentrações e remoções DBO bruta Concentração DBO bruta (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 6m 23-07-98 376 69 76 82 80 31-07-98 318 118 197 63 38 13-08-98 418 210 238 50 43 27-08-98 329 121 196 63 40 29-8-98 307 159 147 48 52

2h

05-09-98 634 170 170 73 73

Tabela A-C2.2: Concentrações e remoções DQO bruta Concentração DQO bruta (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 6m 31-07-98 1225 1225 1225 - - 13-08-98 1739 2174 2174 - - 27-08-98 1235 417 412 66 67 29-08-98 1837 612 408 67 78

2h

05-09-98 1636 935 701 43 57

Tabela A-C2.3: Concentrações de Sólidos Totais - Reator 12 m Sólidos Totais - Reator 12m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

23-07-98 856 502 400 306 456 196 31-07-98 796 668 362 521 434 147 27-08-98 641 540 122 17 519 523 29-08-98 652 640 321 338 331 302

2h

04-09-98 814 898 86 80 728 818

Tabela A-C2.4: Concentrações de Sólidos Totais - Reator 6 m Sólidos Totais - Reator 6m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

23-07-98 856 478 400 72 456 406 31-07-98 796 678 362 218 434 460 27-08-98 641 589 122 155 519 434 29-08-98 652 630 321 88 331 542

2h

04-09-98 814 794 86 208 728 586

325

Carreira 3: TDH de 1 hora e Concentração de Areia = 50 g/l

Tabela A-C3.1: Concentrações e remoções de DBO bruta Concentração DBO bruta (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 6m 18-01-00 261 136 158 48 40 20-01-00 266 106 161 60 40 25-01-00 305 196 200 36 34

1h

28-01-00 271 155 176 43 35

Tabela A-C3.2: Concentrações e remoções de DQO Bruta Concentração DQO bruta (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 6m 12-1-00 760 340 421 55 45 18-1-00 994 228 324 77 67 20-1-00 558 149 152 73 73 25-1-00 634 200 218 68 66

1h

28-1-00 674 159 178 76 74

Tabela A-C3.3: Concentrações de Sólidos Totais - Reator 12 m Sólidos Totais - Reator 12m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

12-01-00 764 700 350 284 414 416 13-01-00 670 792 158 206 512 586 18-01-00 780 984 340 378 440 606 20-01-00 772 552 298 282 474 270 25-01-00 690 656 284 298 406 358

1h

28-01-00 690 656 284 298 406 358

Tabela A-C3.4: Concentrações de Sólidos Totais - Reator 6 m Sólidos Totais - Reator 6m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

12-01-00 764 474 350 304 414 170 13-01-00 670 556 158 152 512 404 18-01-00 780 500 340 306 440 194 20-01-00 772 434 298 268 474 166 25-01-00 690 424 284 254 406 170

1h

28-01-00 690 424 284 254 406 170

Tabela A-C3.5: Concentrações de Sólidos Suspensos - Reator 12 m Sólidos Suspensos - Reator 12m

SST (mg/l) SSF (mg/l) SSV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

12-01-00 236 192 48 34 188 158 13-01-00 264 338 - 20 274 318 18-01-00 280 482 54 98 226 384 20-01-00 328 96 46 18 282 78 25-01-00 238 186 44 38 194 148

1h

28-01-00 238 186 44 38 194 148

326

Tabela A-C3.6: Concentrações de Sólidos Suspensos - Reator 6 m

Sólidos Suspensos - Reator 6m SST (mg/l) SSF (mg/l) SSV (mg/l) TDH Data

Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente 12-01-00 236 30 48 2 188 28 13-01-00 264 62 - - 274 78 18-01-00 280 52 54 18 226 34 20-01-00 328 28 46 8 282 20 25-01-00 238 12 44 2 194 10

1h

28-01-00 238 12 44 4 194 10

Tabela A-C3.7: Concentrações de Nitrogênio - Reator 12 m

NTK (mg/l -N) Nitrogênio Amoniacal

(mg/l - N) Nitrito

(mg/l - N) Nitrato

(mg/l – N) TDH Data Afluente Afluente Efluente Efluente Efluente

Soma

12-01-00 116 90 2,2 1,9 29 33 13-01-00 90 35 0,4 2,3 35 38 18-01-00 86 66 3,9 2,9 32 39 20-01-00 105 67 1,0 2,3 29 32 25-01-00 92 48 0,50 1,2 33 35

1h

28-01-00 92 48 0,50 1,2 33 35

Tabela A-C3.8: Concentrações de Nitrogênio - Reator 6 m NTK

(mg/l - N) Nitrogênio Amoniacal

(mg/l - N) Nitrito

(mg/l – N) Nitrato

(mg/l – N) TDH Data Afluente Afluente Efluente Efluente Efluente

Soma

12-01-00 116 90 19 4,2 12 35 13-01-00 90 35 12 4,5 12 29 18-01-00 86 66 11 5,0 15 31 20-01-00 105 67 17 1,4 6,0 24 25-01-00 93 48 14 1,1 7,0 23

1h

28-01-00 93 48 14 1,1 7,0 23

327

Carreira 4: TDH de 8 horas e Concentração de Areia = 50 g/l

Tabela A-C4.1: Concentrações e remoções de DBO bruta Concentração DBO bruta (mg/l) Remoção TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12 m Reator 16m 28-03-00 319 51 47 84,0 85 30-03-00 263 51 30 81 89 04-04-00 395 29 23 93 94 11-04-00 390 17 24 96 94 13-04-00 339 12 23 97 93 18-04-00 411 52 64 87 84 25-04-00 308 37 20 88 94 02-05-00 405 40 71 90 83 04-05-00 385 20 20 95 95 09-05-00 347 38 25 89 93 11-05-00 358 38 30 89 92 17-05-00 412 101 40 76 90 18-05-00 425 193 58 55 86 23-05-00 319 35 42 89 87 25-05-00 408 68 101 83 75 30-05-00 350 39 37 89 89 01-06-00 250 28 39 89 84 06-06-00 296 148 142 50 52 08-06-00 321 190 33 41 90 13-06-00 404 75 34 81 92

8h

15-06-00 397 110 41 72 90

Tabela A-C4.2: Concentrações e remoções de DQO bruta Concentração DQO bruta (mg/l) Remoção TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 6m 04-04-00 630 100 80 84 87 06-04-00 550 0 1 100 100 11-04-00 690 100 230 86 67 13-04-00 359 28 67 92 81 18-04-00 664 42 244 84 63 25-04-00 624 99 815 84 - 02-05-00 616 66 251 89 59 04-05-00 648 84 98 87 85 09-05-00 675 121 129 82 81 11-5-00 649 117 302 82 53 17-5-00 699 167 126 76 82 18-5-00 671 167 137 75 80 23-5-00 603 83 125 86 79 25-5-00 761 91 145 88 81 30-5-00 621 84 115 87 81 01-06-00 564 320 113 43 80 06-06-00 516 492 242 - 53 08-06-00 679 693 106 - 84 13-06-00 668 145 45 78 93

8h

15-06-00 640 297 85 54 87

328

Tabela A-C4.3: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 12m Sólidos Totais - Reator 12m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

28-03-00 540 462 1628 1548 1628 1548 30-03-00 784 454 - - - - 04-04-00 696 464 - 138 704 326 06-04-00 662 590 140 - 522 - 11-04-00 726 420 40 164 686 256 13-04-00 726 0 - 0 736 0 18-04-00 690 0 - 0 - 0 04-05-00 848 608 252 198 596 410 09-05-00 644 908 184 236 460 672 11-05-00 650 358 240 208 410 150 17-05-00 742 542 256 224 486 318 18-05-00 818 752 290 280 528 472 23-05-00 912 432 210 224 702 208 25-05-00 702 492 334 280 368 212 30-05-00 800 542 350 324 450 218 01-06-00 764 700 350 284 414 416 06-06-00 670 792 158 206 512 586 08-06-00 780 984 340 378 440 606 13-06-00 772 552 298 282 474 270

8h

15-06-00 690 656 284 298 406 358

Tabela A-C4.4: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 6m Sólidos Totais - Reator 6m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

28-03-00 540 388 1628 78 1628 778 30-03-00 784 394 - - - - 04-04-00 696 476 - 54 704 422 06-04-00 662 508 140 68 522 440 11-04-00 726 562 40 50 686 512 13-04-00 726 0 - 0 736 0 18-04-00 690 0 - 0 - 0 04-05-00 848 542 252 182 596 360 09-05-00 644 714 184 40 460 674 11-05-00 650 574 240 204 410 370 17-05-00 742 486 256 185 486 300 18-05-00 818 520 290 230 528 290 23-05-00 912 424 210 174 702 250 25-05-00 702 450 334 282 368 168 30-05-00 800 442 350 292 450 150 01-06-00 764 474 350 304 414 170 06-06-00 670 556 158 152 512 404 8-6-00 780 500 340 306 440 194 13-06-00 772 434 298 268 474 166

8h

15-06-00 690 424 284 254 406 170

329

Tabela A-C4.5: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 12m

Sólidos Suspensos - Reator 12m SST (mg/l) SSF (mg/l) SSV (mg/l) TDH Data

Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente 28-03-00 158 26 6 - 152 46 30-03-00 214 14 - - 218 38 04-04-00 10 46 - - 36 66 06-04-00 154 12 0 - 154 38 11-04-00 12 36 - - 38 60 13-04-00 0 12 0 - 0 38 18-04-00 0 22 0 - 0 40 25-04-00 0 50 0 0 0 50 02-05-00 0 22 0 2 0 20 04-05-00 - 30 - - - 50 09-05-00 180 58 24 8 156 50 11-05-00 98 24 - - 168 40 17-05-00 196 86 28 10 168 76 18-05-00 250 292 30 46 220 246 23-05-00 204 34 24 - 180 40 25-05-00 186 50 30 26 156 24 30-05-00 248 68 50 18 198 50 01-06-00 236 192 48 34 188 158 06-06-00 264 338 - 20 274 318 08-06-00 280 482 54 98 226 384 13-06-00 328 96 46 18 282 78

8h

15-06-00 238 186 44 38 194 148

Tabela A-C4.6: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 6m Sólidos Suspensos - Reator 6m

SST (mg/l) SSF (mg/l) SSV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

28-03-00 158 24 6 - 152 54 30-03-00 214 58 - - 218 82 04-04-00 10 14 - - 36 40 06-04-00 154 42 0 - 154 58 11-04-00 12 22 - - 38 40 13-04-00 0 36 0 - 0 60 18-04-00 0 86 0 - 0 100 25-04-00 0 0 0 0 0 0 02-05-00 0 144 0 20 0 124 04-05-00 - 24 - 202 - - 09-05-00 180 40 24 2 156 38 11-05-00 98 168 - 20 168 148 17-05-00 196 38 28 - 168 60 18-05-00 250 64 30 8 220 56 23-05-00 204 24 24 - 180 32 25-05-00 186 26 30 12 156 14 30-05-00 248 32 50 2 198 30 01-06-00 236 30 48 2 188 28 06-06-00 264 62 - - 274 78 08-06-00 280 52 54 18 226 34 13-06-00 328 28 46 8 282 20

8h

15-06-00 238 12 44 2 194 10

330

Tabela A-C4.7: Concentrações de Nitrogênio – Reator 12m

NTK (mg-N/l) Nitrogênio Amoniacal (mg-N/l)

Nitrito (mg-N/l)

Nitrato (mg-N/l ) TDH Data

Afluente Afluente Efluente Efluente Efluente Soma

28-03-00 116 - - - - - 30-03-00 90 - - - - - 04-04-00 - - 15 0,33 0,44 - 06-04-00 - - 0,00 17 26 - 11-04-00 - - - 14 27 - 13-04-00 - - - 14 29 - 18-04-00 - 55 5,9 9,0 22 - 25-04-00 - - 0,50 5,0 30 - 02-05-00 89 49 0,00 3,0 29 32 09-05-00 84 89 8,7 0,90 19 29 11-05-00 80 70 6,3 0,70 20 27 17-05-00 58 57 1,7 2,8 24 29 18-05-00 79 62 6,3 1,5 23 31 23-05-00 89 53 7,2 1,3 16 24 25-05-00 93 65 0,90 0,8 43 45 30-05-00 90 64 3,5 1,8 26 31 01-06-00 116 90 2,2 1,9 29 33 06-06-00 90 35 0,40 2,3 35 38 08-06-00 86 66 3,9 2,9 32 39 13-06-00 105 67 1,0 2,3 29 32

8h

15-06-00 93 48 0,50 1,15 33 35

Tabela A-C4.8: Concentrações de Nitrogênio – Reator 6m NTK (mg-N/l) Nitrogênio Amoniacal

(mg-N/l)Nitrito

(mg-N/l))Nitrato

(mg-N/l) TDH Data Afluente Afluente Efluente Efluente Efluente

Soma

28-03-00 116 - - - - - 30-03-00 90 - - - - - 04-04-00 - - 0,00 0,30 0,44 - 06-04-00 - - 0,10 7,9 22 - 11-04-00 - - - 2,0 26 - 13-04-00 - - - 2,0 30 - 18-04-00 - 55 0,50 1,0 26 - 25-04-00 - - 0,30 1,0 29,00 - 02-05-00 89 49 0,10 1,0 30,00 31 04-05-00 - - - - - - 09-05-00 84 89 0,00 0,14 18 18 11-05-00 80 70 0,10 0,50 23 24 17-05-00 57 57 0,40 0,12 31 31 18-05-00 79 62 0,20 0,08 33 33 23-05-00 89 53 10 3,3 17 30 25-05-00 93 65 25 0,35 5,0 30 30-05-00 90 64 25 2,2 7,0 34 01-06-00 116 90 19 4,2 12 35 06-06-00 90 35 12 4,5 12 29 08-06-00 86 66 11 5,0 15 31 03-06-00 105 67 16 1,4 6,0 24

8h

15-06-00 93 48 14 1,1 7,0 22

331

Carreiras 5 e 6: TDH de 4 e 8 horas e Concentração de Areia = 50 g/l

Tabela A-C56.1: Concentrações e remoções de DBO bruta Concentração DBO bruta (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 16m 02-11-00 198 28 63 86 68 09-11-00 240 34 90 86 63 16-11-00 300 22 36 93 88 23-11-00 240 122 36 49 85 30-11-00 228 23 52 90 77 07-12-00 257 28 30 89 88 14-12-00 293 - 44 - 85 18-12-00 435 80 - 82 - 04-01-01 267 93 93 65 65 11-01-01 325 106 74 67 77 18-01-01 255 - 57 - 78 25-01-01 394 244 32 38 92 01-02-01 127 33 18 74 86 08-02-01 274 61 122 78 56 15-02-01 202 46 31 77 85

4h

01-03-01 263 20 46 92 83 08-03-01 263 91 77 65 71 22-03-01 256 41 23 84 91 05-04-01 385 51 20 86 95 19-04-01 281 42 41 85 85 03-05-01 297 51 26 83 91 17-05-01 313 33 62 90 80 31-05-01 321 63 18 80 94

8h

14-06-01 300 34 49 89 84

332

Tabela A-C56.2: Concentrações e remoções de DBO filtrada

Concentração DBO filtrada (mg/l) Remoção (%) TDH Data Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 6m

02-11-00 198 * 16 * 36 * 92 82 09-11-00 240 14 63 * 94 74 16-11-00 300 59 * 40 * 80 87 23-11-00 240 14 12 * 94 95 30-11-00 228 6 5 97 98 07-12-00 257 7 10 97 96 14-12-00 293 13 12 * 96 96 18-12-00 435 * 7 8 98 98 04-01-01 267 16 8 94 97 11-01-01 325 15 7 95 98 18-01-01 255 7 4 97 98 25-01-01 394 * 19 * 5 95 99 01-02-01 127 * 7 2 94 98 08-02-01 274 10 5 96 98 15-02-01 202 * 9 6 96 97

4h

01-03-01 263 6 5 98 98 08-03-01 263 8 * 5 97 98 22-03-01 256 4 4 98 98 05-04-01 385 * 4 3 99 99 19-04-01 281 4 11 * 99 96 03-05-01 297 3 6 99 98 17-05-01 313 5 5 98 98 31-05-01 321 3 3 99 99

8h

14-06-01 300 3 3 99 99

333

Tabela A-C56.3: Concentrações e remoções de DQO bruta Concentração DQO bruta (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 16m 31-10-00 620 360 * 310 * 42 50 07-11-00 730 150 380 * 80 48 14-11-00 640 140 270 * 78 58 21-11-00 600 320 * 130 47 78 23-11-00 510 290 * 80 43 84 28-11-00 670 280 * 470 * 58 30 05-12-00 570 170 220 * 70 61 12-12-00 630 150 250 * 76 60 18-12-00 310 * 130 380 * 58 02-01-01 580 500 * 390 * 14 33 09-01-01 590 - 650 * - 16-01-01 500 380 * 20 24 96 23-01-01 560 490 * 80 13 86 30-01-01 490 190 * 160 61 67 06-02-01 600 80 130 87 78 13-02-01 480 150 120 69 75

4h

01-03-01 545 115 145 79 73 08-03-01 530 160 325 * 70 39 15-03-01 565 250 * 195 56 66 27-03-01 500 124 80 75 84 10-04-01 575 104 124 82 78 24-04-01 525 160 76 70 86 08-05-01 550 100 132 82 76 15-05-01 590 204 * 176 65 70 24-05-01 660 584 * 440 * 12 33 05-06-01 670 188 176 72 74 12-06-01 670 76 60 89 91

8h

14-06-01 585 104 124 82 79

334

Tabela A-C56.4: Concentrações e remoções de DQO filtrada Concentração DQO filtrada (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 6m 31-10-00 620 75 110 * 88 82 07-11-00 730 * 95 * 90 * 87 88 14-11-00 640 95 * 70 * 85 89 21-11-00 600 100 * 90 * 83 85 23-11-00 510 45 40 91 92 28-11-00 670 112 * 132 * 83 80 05-12-00 570 85 75 * 85 87 12-12-00 630 60 50 90 92 18-12-00 310 * 25 10 92 97 02-01-01 580 32 28 94 95 09-01-01 590 28 32 95 95 16-01-01 500 40 28 92 94 23-01-01 560 76 48 86 91 30-01-01 490 76 56 84 89 06-02-01 600 68 44 89 93 13-02-01 480 20 28 96 94

4h

01-03-01 545 51 42 91 92 08-03-01 530 38 35 93 93 15-03-01 565 36 48 94 92 27-03-01 500 43 47 91 91 10-04-01 575 44 47 92 92 24-04-01 525 44 37 92 93 08-05-01 550 39 41 93 93 15-05-01 590 46 48 92 92 24-05-01 660 38 37 94 94 05-06-01 670 50 62 * 93 91 12-06-01 670 47 37 93 94

8h

14-06-01 585 48 38 92 94

335

Tabela A-C56.5: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 12m Sólidos Totais – Reator 12m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

02-11-00 544 * 373 * 194 169 350 204 07-11-00 633 356 * 283 224 350 132 * 14-11-00 638 454 266 235 372 219 21-11-00 745 705 248 227 497 478 28-11-00 697 555 244 222 453 333 05-12-00 944 712 324 300 620 412 12-12-00 808 534 141 * 178 667 356 18-12-00 836 520 297 291 539 229 02-01-01 869 997 * 281 253 588 744 * 09-01-01 782 640 55 * 129 727 511 16-01-01 891 849 184 152 707 697 * 18-01-01 804 1051 * 416 436 * 388 615 * 23-01-01 689 767 234 244 455 523 30-01-01 822 620 242 180 580 440 06-02-01 724 541 219 158 505 383 13-02-01 970 * 665 300 290 670 375 20-02-01 845 622 209 168 636 454 22-02-01 815 623 348 335 467 288

4h

01-03-01 843 535 280 217 563 318 08-03-01 748 501 * 263 217 485 284 13-03-01 777 588 266 210 511 378 20-03-01 783 540 299 224 484 316 27-03-01 728 540 150 * 74 * 578 466 29-03-01 810 645 373 371 437 * 274 03-04-01 808 662 226 209 582 453 10-04-01 845 607 266 241 579 366 17-04-01 809 616 231 223 578 393 24-04-01 767 603 155 * 121 * 612 482 01-05-01 758 617 258 224 500 393 07-05-01 801 593 304 256 497 337 15-05-01 850 687 296 252 554 435 22-05-01 876 1087 * 376 402 500 685 * 29-05-01 858 675 414 386 444 289 05-06-01 854 740 * 323 306 531 434 12-06-01 948 * 637 363 322 585 315

8h

14-06-01 881 704 364 320 517 384

336

Tabela A-C56.6: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 6m Sólidos Totais – Reator 6m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

02-11-00 544 * 412 * 194 187 350 225 07-11-00 633 555 283 258 350 297 14-11-00 638 538 266 229 372 309 21-11-00 745 536 248 203 497 333 28-11-00 697 741 244 246 453 495 05-12-00 944 780 324 309 620 471 12-12-00 808 699 141 * 109 667 590 * 18-12-00 836 1093 * 297 331 539 762 * 02-01-01 869 998 * 281 168 588 830 * 09-01-01 782 958 * 55 * 172 727 786 * 16-01-01 891 665 184 159 707 506 18-01-01 804 684 416 366 388 318 23-01-01 689 538 234 183 455 355 30-01-01 822 628 242 242 580 386 06-02-01 724 690 219 100* 505 590 * 13-02-01 970 * 660 300 203 670 457 20-02-01 845 614 209 162 636 452 22-02-01 815 616 348 301 467 315

4h

01-03-01 843 598 280 232 563 366 08-03-01 748 781 * 263 340 485 441 13-03-01 777 632 266 226 511 406 20-03-01 783 540 299 251 484 289 27-03-01 728 564 150 * 79 * 578 485 29-03-01 810 671 373 273 437 * 398 03-04-01 808 588 226 214 582 374 10-04-01 845 637 266 228 579 409 17-04-01 809 653 231 258 578 395 24-04-01 767 575 155 * 107 * 612 468 01-05-01 758 618 258 207 500 411 07-05-01 801 663 304 266 497 397 15-05-01 850 705 296 241 554 464 22-05-01 876 686 376 344 500 342 29-05-01 858 684 414 350 444 334 05-06-01 854 735 323 298 531 437 12-06-01 948 * 594 363 342 585 252 *

8h

14-06-01 881 670 364 332 517 338

337

Tabela A-C56.7: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 12m Sólidos Suspensos – Reator 12 m

SST (mg/l) SSF (mg/l) SSV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

02-11-00 132 20 14 8 118 12 07-11-00 176 8 * 27 - * 149 18 14-11-00 156 34 18 6 138 28 21-11-00 186 196 * 24 - * 162 202 * 28-11-00 162 80 26 8 136 72 05-12-00 174 114 20 14 154 100 12-12-00 170 30 18 8 152 22 18-12-00 218 118 20 26 198 92 02-01-01 200 332 * 26 46 * 174 286 * 09-01-01 174 190 * 18 22 156 168 16-01-01 140 296 * -* 12 146 284 * 18-01-01 82* 490 * 26 64 * 56 426 * 23-01-01 118 296 * 16 42 102 254 * 30-01-01 138 62 18 0 120 62 06-02-01 146 22 14 4 132 32 13-02-01 160 36 24 4 136 32 20-02-01 142 26 8 * - * 134 30 22-02-01 100 88 12 16 88 72

4h

01-03-01 184 76 18 12 166 64 08-03-01 146 132 20 14 126 118 13-03-01 154 78 24 10 130 68 20-03-01 132 62 18 6 114 56 27-03-01 154 60 10 - * 144 66 29-03-01 150 108 18 10 132 98 03-04-01 170 152 * 24 20 146 132 10-04-01 138 74 20 10 118 64 17-04-01 172 118 22 10 150 108 24-04-01 150 96 8 * 4 142 92 01-05-01 142 86 26 18 116 68 07-05-01 182 64 30 14 152 50 15-05-01 188 132 20 8 168 124 22-05-01 214 * 444 * 22 62 192 * 382 * 29-05-01 178 54 24 10 154 44 05-06-01 184 100 20 12 164 88 12-06-01 190 42 30 4 160 38

8h

14-06-01 148 62 16 4 132 58

338

Tabela A-C56.8: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 6m Sólidos Suspensos – Reator 6m

SST (mg/l) SSF (mg/l) SSV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

02-11-00 132 60 14 4 118 56 07-11-00 176 218 * 27 26 149 192 * 14-11-00 156 130 18 18 138 112 21-11-00 186 24 24 -* 162 26 28-11-00 162 308 * 26 54 * 136 254 * 05-12-00 174 106 20 16 154 90 12-12-00 170 182 18 26 152 156 * 18-12-00 218 602 * 20 108 * 198 494 * 02-01-01 200 332 * 26 40 * 174 292 * 09-01-01 174 392 * 18 36 * 156 356 * 16-01-01 140 -* -* -* 146 26 18-01-01 82* 168 26 2 56 166 23-01-01 118 36 16 0 102 36 30-1-01 138 90 18 12 120 78 06-02-01 146 146 14 4 132 142 13-02-01 160 92 24 10 136 82 20-02-01 142 80 8 * 4 134 76 22-02-01 100 72 12 12 88 60

4h

01-03-01 184 92 18 10 166 82 08-03-01 146 264 * 20 44 * 126 220 * 13-03-01 154 92 24 14 130 78 20-03-01 132 36 18 4 114 32 * 27-03-01 154 62 10 4 144 58 29-03-01 150 90 18 8 132 82 03-04-01 170 52 24 8 146 44 10-04-01 138 86 20 6 118 80 17-04-01 172 66 22 6 150 60 24-04-01 150 36 8 * 12 142 24 * 01-05-01 142 42 26 12 116 30 * 07-05-01 182 98 30 22 * 152 76 15-05-01 188 102 20 4 168 98 22-05-01 214 * 98 22 14 192* 84 29-05-01 178 82 24 16 154 66 05-06-01 184 70 20 14 164 56 12-06-01 190 50 30 6 160 44

8h

14-06-01 148 96 16 10 132 86

339

Tabela A-C56.9: Concentrações de Nitrogênio – Reator 12m NTK (mg-N/l) Nitrogênio Amoniacal

(mg-N/l)Nitrito

(mg-N/l) Nitrato (mg-N/l)TDH Data

Afluente Efluente Afluente Efluente Efluente Efluente Soma

31-10-00 74 - 23 * 32 * 0,13 0,03 32 09-11-00 75 - 44 28 * 0,20 1,1 30 16-11-00 94 - 69 24 * 2,6 7 34 23-11-00 80 - 56 0,00 20 * 39 59 28-11-00 79 - 57 1,5 15 * 40 57 30-11-00 79 - 59 2,3 7,6 * 34 44 07-12-00 81 - 58 1,2 2,7 26 30 14-12-00 66 - 50 27* 0,80 6,0 34 21-12-00 84 - 57 20* 2,8 25 48 04-01-01 93 - 55 23* 3,6 21 47 11-01-01 93 - 69 32* 1,6 8 42 18-01-01 79 - 52 1,5 2,6 14 18 25-01-01 81 - 51 8,7 3,8 15 28 01-02-01 74 - 51 3,4 16* 37 56 08-02-01 95 6,25 49 0,00 1,2 23 30 15-02-01 83 7,50 60 0,60 2,0 26 36 20-02-01 79 15,0 -* -* 2,84 25 43 22-02-01 65 17,5 40 0,20 1,5 20 39

4h

01-03-01 74 12,5 51 0,20 0,60 24 37 08-03-01 55 10,0 49 0,10 2,4 * 26 38 13-03-01 80 10,0 -* -* 0,10 17 27 15-03-01 69 21,3 48 0,20 0,18 26 47 22-03-01 64 57,5 * -* -* 0,25 11 69 29-03-01 73 20 47 0,50 0,26 25 45 05-04-01 74 13,8 51 0,00 0,23 25 39 12-04-01 70 15 44 0,00 0,23 28 43 19-04-01 79 5 50 0,20 0,60 33 39 26-04-01 74 17,5 49 0,10 0,13 29 47 03-05-01 76 13,8 54 0,00 0,30 28 42 10-05-01 88 7,5 61 0,00 0,40 29 37 17-05-01 88 0,00 84 0,00 0,11 41 41 24-05-01 90 61,3 * 70 0,10 1,2 * 29 92 31-05-01 89 17,5 60 0,50 0,30 35 53 07-06-01 111 * 21,3 68 0,00 0,31 27 49

8h

14-06-01 98 11,3 69 0,00 0,31 36 48

340

Tabela A-C56.10: Concentrações de Nitrogênio – Reator 6m NTK (mg-N/l) Nitrogênio Amoniacal

(mg-N/l)Nitrito

(mg-N/l) Nitrato (mg-N/l)TDH Data

Afluente Efluente Afluente Efluente Efluente Efluente Soma

31-10-00 74 -* 23 * 29 * 0,14 0,04 29 09-11-00 75 -* 44 1,0 2,5 31 35 16-11-00 94 -* 69 0,00 19* 39 58 23-11-00 80 -* 56 0,00 0,42 31 31 28-11-00 79 -* 57 0,60 0,24 31 32 30-11-00 79 -* 59 0,60 0,23 38 39 07-12-00 81 -* 58 0,00 0,22 34 34 14-12-00 66 -* 50 0,30 0,33 34 35 21-12-00 84 -* 57 0,10 0,32 58 * 58 04-01-01 93 -* 55 0,00 0,59 36 37 11-01-01 93 -* 69 0,00 0,39 38 38 18-01-01 79 -* 52 0,00 0,57 52 * 53 25-01-01 81 -* 51 0,00 0,21 28 28 01-02-01 74 -* 51 0,00 0,45 34 34 08-02-01 95 51,3 * 49 0,00 0,46 26 78 15-02-01 83 15,0 60 0,10 0,29 26 41 20-02-01 79 13,8 -* -* 0,24 28 42 22-02-01 65 11,3 40 0,30 0,16 30 41

4h

01-03-01 74 3,75 51 0,00 0,33 34 38 08-03-01 55 35,0 * 49 0,20 0,02 38 73 13-03-01 80 11,3 -* - 0,19 38 50 15-03-01 69 26,3 48 0,50 0,25 32 59 22-03-01 64 0,00 -* - 0,17 48 48 29-03-01 73 13,8 47 0,20 0,20 34 46 05-04-01 74 10,0 51 0,00 0,18 34 44 12-04-01 70 23,8 44 0,00 0,18 34 58 19-04-01 79 10,0 50 0,50 0,10 36 46 26-4-01 74 15,0 49 0,00 0,10 38 53 03-05-01 78 6,30 54 0,00 0,10 42 48 10-05-01 88 12,5 61 0,00 0,24 34 47 17-05-01 88 22,5 84 0,10 0,19 40 63 24-05-01 90 11,3 70 0,00 0,10 28 39 31-05-01 88 11,3 60 0,40 0,11 30 41 07-06-01 111 * 55,0 * 68 0,60 0,27 32 87

8h

14-06-01 98 16,3 67 0,00 0,18 34 50

341

Carreira 7: TDH 8 horas e Concentração de Areia = 100 g/l

Tabela A-C7.1: Concentrações e remoções de DBO bruta Concentração DBO bruta (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 6m 04-10-01 310 123 61 60 80 18-10-01 347 - 95 - 73 01-11-01 318 54 69 83 78 15-11-01 397 86 144 78 64 29-11-01 328 56 25 83 92 05-12-01 283 57 49 80 83 03-01-02 265 40 22 85 92 17-01-02 285 25 35 91 88

8h

23-01-02 231 20 66 91 71

Tabela A-C7.2: Concentrações e remoções de DBO filtrada Concentração DBO filtrada (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 6m 04-10-01 310 12 8 96 97 18-10-01 347 14 * 14 * 96 96 01-11-01 318 10 * 9 97 97 15-11-01 397 * 12 14 * 97 96 29-11-01 328 7 4 98 99 05-12-01 283 5 5 98 98 13-12-01 220 * 4 3 98 99 03-01-02 265 5 5 98 98 10-01-02 263 3 5 99 98 17-01-02 285 2 3 99 99

8h

23-01-02 231 3 2 99 99

Tabela A-C7.3: Concentrações e remoções de DQO bruta Concentração DQO bruta (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12 m Reator 6m 04-10-01 670 364 * 176 46 74 16-10-01 810 * 224 192 * 72 76 30-10-01 655 200 * 120 69 82 13-11-01 740 * 96 120 87 84 27-11-01 670 72 36 89 95 04-12-01 660 156 96 76 85 06-12-01 545 96 92 82 83 17-12-01 625 60 76 90 88 03-1-02 640 116 144 82 78

8h

15-1-02 620 144 92 77 85

342

Tabela A-C7.4: Concentrações e remoções de DQO filtrada Concentração DQO filtrada (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 6m 04-10-01 670 88 * 62 87 91 16-10-01 810 * 110 * 110 * 86 86 30-10-01 655 59 47 91 93 13-11-01 740 * 48 29 94 96 27-11-01 670 28 27 96 96 29-11-01 680 32 38 95 94 04-12-01 660 53 54 92 92 06-12-01 545 31 53 94 90 11-12-01 635 30 35 95 94 13-12-01 580 40 31 93 95 17-12-01 625 48 30 92 95 03-01-02 640 39 30 94 95 10-01-02 540 22 29 96 95

8h

15-01-02 620 39 20 94 97

Tabela A-C7.5: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 12m Sólidos Totais – Reator 12m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

04-10-01 702 594 292 56 * 410 538 11-10-01 777 862 * 268 364 509 498 16-10-01 833 573 323 273 510 300 23-10-01 843 554 364 262 479 292 30-10-01 728 540 320 277 408 263 06-11-01 745 674 342 342 403 332 13-11-01 795 619 312 220 483 399 20-11-01 708 550 333 287 375 263 27-11-01 725 527 295 237 430 290 04-12-01 1223 * 644 332 741 * 891 * -* 11-12-01 684 538 327 309 357 229 18-12-01 845 536 347 271 498 265 03-01-02 831 598 364 319 467 279 08-01-02 779 568 254 204 525 364 15-01-02 857 586 304 275 553 311

8h

23-01-02 725 434 * 365 322 360 112

343

Tabela A-C7.6: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 6m Sólidos Totais – Reator 6m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

04-10-01 702 461 292 240 410 221 11-10-01 777 632 268 316 509 316 16-10-01 833 540 323 266 510 274 23-10-01 843 493 364 278 479 215 30-10-01 728 506 320 274 408 232 06-11-01 745 569 342 298 403 271 13-11-01 795 572 312 253 483 319 20-11-01 708 552 333 294 375 258 27-11-01 725 868 * 295 509 430 359 04-12-01 1223 * 660 332 192 891 * 468 * 11-12-01 684 646 327 290 357 356 18-12-01 845 560 347 275 498 285 03-01-02 831 670 364 327 467 343 08-01-02 779 617 254 198 525 419 15-01-02 857 634 304 268 553 366

8h

23-01-02 725 544 365 320 360 224

Tabela A-C7.7: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 12m Sólidos Suspensos – Reator 12m

SST (mg/l) SSF (mg/l) SSV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

04-10-01 214 214 * 16 22 * 198 192 * 11-10-01 226 288 * 18 40 * 208 248 * 16-10-01 258 112 24 12 234 100 23-10-01 248 126 38 22 * 210 104 30-10-01 210 112 22 8 188 104 06-11-01 196 162 32 30 * 164 132 13-11-01 266 76 40 8 226 68 20-11-01 172 118 22 10 150 108 27-11-01 246 64 20 2 226 62 04-12-01 -* 92 144 * 4 -* 88 11-12-01 264 54 86 * 6 178 48 18-12-01 200 42 30 8 170 34 * 03-01-02 268 72 62 * 0 206 72 08-01-02 274 126 32 8 242 118 15-01-02 154 78 24 10 130 * 68

8h

23-01-02 210 30 20 4 190 26 *

344

Tabela A-C7.8: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 6m Sólidos Suspensos – Reator 6m

SST (mg/l) SSF (mg/l) SSV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

04-10-01 214 138 16 8 198 130 11-10-01 226 162 * 18 20 * 208 142 16-10-01 258 150 24 22 * 234 128 23-10-01 248 94 38 12 210 82 30-10-01 210 110 22 6 188 104 06-11-01 196 106 32 14 164 92 13-11-01 266 64 40 10 226 54 20-11-01 172 66 22 6 150 60 27-11-01 246 80 20 6 226 74 04-12-01 -* 62 144 * 6 -* 56 11-12-01 264 120 86 * 12 178 108 18-12-01 200 40 30 2 170 38 03-01-02 268 106 62 * 12 206 94 08-01-02 274 90 32 8 242 82 15-01-02 154 * 68 24 2 130 * 66

8h

23-01-02 210 172 * 20 34 * 190 138

Tabela A-C7.9: Concentrações de Nitrogênio – Reator 12m NTK (mg-N/l) Nitrogênio Amoniacal

(mg-N/l)Nitrito

(mg-N/l) Nitrato

(mg-N/l)TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Efluente Efluente

Soma

04-10-01 61 * 40,0 * 64 39 * 0,03 0,20 40 11-10-01 91 56,2 * 58 19 * 12 * 0,42 69 18-10-01 101 * 35,0 68 0,30 19 * 36 90 25-10-01 103 * 17,5 71 1,6 21 * 38 77 01-11-01 88 15,0 52 0,30 11 * 27 53 08-11-01 86 15,0 59 0,30 0,40 24 39 15-11-01 70 17,5 49 0,00 0,20 30 48 22-11-01 80 3,75 59 0,00 0,20 30 34 29-11-01 86 16,3 59 0,40 0,81 34 51 05-12-01 73 7,50 54 0,00 0,10 35 43 13-12-01 81 10,0 56 0,00 0,10 9,0 19 03-01-02 90 3,75 57 0,70 0,20 30 34 10-01-02 81 1,25 65 0,00 0,10 30 31 17-01-02 89 5,00 64 0,60 0,10 29 34

8h

23-01-02 83 1,25 62 0,40 0,11 21 22

345

Tabela A-C7.10: Concentrações de Nitrogênio – Reator 6m

NTK (mg-N/l) Nitrogênio Amoniacal (mg-N/l)

Nitrito (mg-N/l)

Nitrato (mg-N/l)TDH Data

Afluente Efluente Afluente Efluente Efluente Efluente Soma

04-10-01 61 * 26,3 * 64 33 * 0,03 0,14 26 11-10-01 91 48,8 * 58 27 * 7,6 16 72 18-10-01 101 * 17,5 68 0,10 20 * 38 76 25-10-01 103 * 17,5 71 1,1 12 * 24 54 01-11-01 88 21,3 52 0,70 1,0 16 38 08-11-01 86 10,0 59 0,00 0,20 28 38 15-11-01 70 36,3 * 49 0,00 0,53 26 63 22-11-01 80 3,75 59 0,00 0,34 32 36 29-11-01 86 7,50 59 0,50 0,20 35 43 05-12-01 73 5,00 54 0,00 0,04 33 38 13-12-01 81 18,8 56 0,30 0,10 17 36 03-01-02 90 5,00 57 1,3 0,20 34 39 10-01-02 81 5,00 65 0,00 0,10 30 35 17-01-02 89 7,50 64 1,4 0,11 29 37

8h

23-01-02 83 15,0 62 0,30 0,30 36 51

346

Carreira 8: TDH 8,4,3 e 2 horas e Concentração de Areia = 100 g/l – Bomba Axial

Tabela A-C8.1: Concentrações e remoções de DBO bruta Concentração DBO bruta (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 6m 18-07-02 325 77 75 76 77 25-07-02 345 115 73 67 79 01-08-02 286 152 115 47 60

8-100A

08-08-02 328 81 54 75 84 15-08-02 447 32 51 93 89 22-08-02 300 107 * 112 * 64 63 29-08-02 352 19 36 95 90 05-09-02 535 * 44 36 92 93 12-09-02 403 92 * 34 77 91 19-09-02 281 16 26 94 91

6-100A

26-09-02 325 36 14 89 96 01-10-02 301 25 32 92 89 03-10-02 323 49 48 85 85 08-10-02 301 61 25 80 92 10-10-02 410 * 42 38 90 91 10-10-02 264 44 34 84 87 15-10-02 344 16 * 36 95 90 17-10-02 319 50 26 84 92 22-10-02 328 36 28 89 92 24-10-02 291 38 30 87 90 29-10-02 356 49 54 86 85 31-10-02 370 26 144 * 93 61

4-100A

05-11-02 364 34 46 91 88 12-11-02 298 19 30 94 90 14-11-02 290 19 26 93 91 19-11-02 248 45 20 82 92 21-11-02 196 * 42 37 79 81 26-11-02 307 34 28 89 91 28-11-02 288 60 38 79 87 03-12-02 298 25 24 91 92 05-12-02 223 32 43 86 81 10-12-02 300 40 37 87 88 12-12-02 254 6 41 98 84

3-100A

17-12-02 309 24 28 92 91 07-01-03 342 60 53 83 84 14-01-03 240 43 60 82 75 16-01-03 227 43 117 81 49 21-01-03 144 * -* 87 -* 40 23-01-03 197 * 30 48 85 76 28-01-03 255 42 57 83 78 30-01-03 216 60 61 72 72 04-02-03 269 147 * 86 45 68 06-02-03 298 82 110 73 63 11-02-03 280 66 112 77 60 13-02-03 290 83 107 71 63 18-02-03 328 58 110 82 66 20-02-03 312 140 * 119 55 62

2-100A

25-02-03 337 63 173 * 81 49

347

Tabela A-C8.2: Concentrações e remoções de DBO filtrada Concentração DBO filtrada (mg/l) Remoção TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 6m 18-07-02 325 6 9 98 97 25-07-02 345 9 11 97 97 01-08-02 286 10 10 96 96

8-100A

08-08-02 328 4 4 99 99 15-08-02 447 * 4 3 99 99 22-08-02 300 4 3 99 99 29-08-02 352 3 3 99 99 05-09-02 535 * 6 4 99 99 12-09-02 403 * 7 5 98 99 19-09-02 281 4 6 99 98

6-100A

26-09-02 325 10 * 4 97 99 01-10-02 301 8 * 6 97 98 03-10-02 323 9 * 8 * 97 98 08-10-02 301 4 5 99 98 10-10-02 410 * 6 2 99 99 10-10-02 264 * 6 5 98 98 15-10-02 344 5 3 99 99 17-10-02 319 6 4 98 99 22-10-02 328 4 3 99 99 24-10-02 291 4 3 99 99 29-10-02 356 * 4 4 99 99 31-10-02 370 * 4 4 99 99

4-100A

05-11-02 364 * 6 5 98 99 12-11-02 298 3 3 99 99 14-11-02 290 3 4 99 99 19-11-02 248 3 2 99 99 21-11-02 196 * 7 * 10 * 97 95 26-11-02 307 5 2 98 99 28-11-02 288 3 3 99 99 03-12-02 298 3 4 99 99 05-12-02 223 * 7 * 9 97 96 10-12-02 300 4 9 99 97 12-12-02 254 2 6 99 98

3-100A

17-12-02 309 3 5 99 98 07-01-03 342 7 3 98 99 14-01-03 240 4 4 98 98 16-01-03 227 * 8 6 96 97 21-01-03 144 * 5 5 96 97 23-01-03 197 * 5 4 97 98 28-01-03 255 13 * 6 95 98 30-01-03 216 * 7 5 97 98 04-02-03 269 13 * 7 95 97 06-02-03 298 12 * 14 * 96 95 11-02-03 280 7 11 * 98 96 13-02-03 290 8 10 97 96 18-02-03 328 6 8 98 98 20-02-03 312 8 9 97 97

2-100A

25-02-03 337 9 10 97 97

348

Tabela A-C8.3: Concentrações e remoções de DQO bruta Concentração DQO bruta (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator-16m Reator 12m Reator 16m18-07-02 675 256 * 228 * 62 66 25-07-02 705 228 128 68 82 29-07-02 835 * - 180 78 01-08-02 585 340* 312 * 42 47

8-100-A

08-08-02 665 184 108 72 84 15-08-02 690 104 112 85 84 22-08-02 660 280 * 220 * 58 67 29-08-02 560 40 60 93 89 05-09-02 690 84 68 88 90 12-09-02 1280 * 264 * 168 79 87 19-09-02 730 60 204 * 92 72

6-100-A

26-09-02 880 * 136 72 85 92 01-10-02 630 96 112 85 82 03-10-02 730 112 108 85 85 08-10-02 670 276 * 124 59 81 10-10-02 840 * 128 108 85 87 10-10-02 530 120 156 77 71 15-10-02 510 30 95 94 81 17-10-02 640 148 120 77 81 22-10-02 910 * 140 168 85 82 24-10-02 480 36 84 93 83 29-10-02 610 140 156 77 74 31-10-02 590 44 472 * 93 20

4-100-A

05-11-02 800* 84 136 90 83 12-11-02 670 56 84 92 87 14-11-02 720 104 128 86 82 19-11-02 580 100 120 83 79 21-11-02 470 * 112 152 76 68 26-11-02 680 100 92 85 86 28-11-02 700 172 * 132 75 81 03-12-02 660 100 60 85 91 05-12-02 420 * 108 160 74 62 10-12-02 570 92 88 84 85 12-12-02 590 88 124 85 79

3-100A

17-12-02 660 72 96 89 85 07-01-03 850 * 132 84 84 90 14-01-03 410 * 96 60 77 85 16-01-03 450 * 80 180 82 60 21-01-03 430 * 300 * 276 * 30 36 23-01-03 420 * 88 116 79 72 28-01-03 940 * 84 84 91 91 30-01-03 510 124 104 76 80 04-02-03 690 260 * 164 62 76 06-02-03 690 132 140 81 80 11-02-03 650 188 * 172 71 74 13-02-03 680 196 * 164 71 76 18-02-03 930 * 200 * 200 * 78 78 20-02-03 760 * 312 * 180 59 76

2-100A

25-02-03 730 144 240 * 80 67

349

Tabela A-C8.4: Concentrações e remoções de DQO filtrada Concentração DQO filtrada (mg/l) Remoção (%) TDH Data

Afluente-Reator Efluente-Reator 12m Efluente-Reator 6m Reator 12m Reator 6m 18-07-02 675 81 74 88 89 25-07-02 705 61 68 91 90 29-07-02 835 * -* -* -* -* 01-08-02 585 93 101 84 83

8-100A

08-08-02 665 74 72 89 89 15-08-02 690 70 * 63 90 91 22-08-02 660 42 27 94 96 29-08-02 560 38 36 93 94 05-09-02 690 42 46 94 93 12-09-02 1280 * 56 65 96 95 19-09-02 730 44 76 94 90

6-100A

26-09-02 880 * 56 54 94 94 01-10-02 630 50 * 55 * 92 91 03-10-02 730 68 * 63 * 91 91 08-10-02 670 43 48 * 94 93 10-10-02 840 * 40 32 95 96 10-10-02 530 34 35 94 93 15-10-02 510 31 24 94 95 17-10-02 640 40 35 94 95 22-10-02 910 * 36 38 96 96 24-10-02 480 30 38 94 92 29-10-02 610 28 31 95 95 31-10-02 590 28 33 95 94

4-100A

05-11-02 800 * 33 29 96 96 12-11-02 670 28 23 96 97 14-11-02 720 37 40 95 94 19-11-02 580 31 32 95 94 21-11-02 470 * 36 43 * 92 91 26-11-02 680 41 * 31 94 95 28-11-02 700 32 30 95 96 03-12-02 660 31 25 95 96 05-12-02 420 * 34 26 92 94 10-12-02 570 26 30 95 95 12-12-02 590 44 * 34 93 94

3-100A

17-12-02 660 29 37 96 94 07-01-03 850 48 58 94 93 14-01-03 410 26 32 94 92 16-01-03 450 30 33 93 93 21-01-03 430 28 29 93 93 23-01-03 420 42 43 90 90 28-01-03 940 * 39 42 96 96 30-01-03 510 52 52 90 90 04-02-03 690 45 49 93 93 06-02-03 690 43 46 94 93 11-02-03 650 42 49 94 92 13-02-03 680 48 61 93 91 18-02-03 930 * 47 55 95 94 20-02-03 760 58 * 55 92 93

2-100A

25-02-03 730 51 77 * 93 89

350

Tabela A-C8.5: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 12m Sólidos Totais – Reator 12m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

18-07-02 706 15 - - 1099 * 964 * 25-07-02 1003 787 402 405 601 382 01-08-02 717 575 322 282 395 293

8-100A

08-08-02 813 555 356 307 457 248 15-08-02 856 485 361 300 495 185 22-08-02 935 856 291 347 644 509 29-08-02 726 463 263 232 463 231 05-09-02 862 633 271 196 591 437 12-09-02 1722 * 974 * 449 330 1273* 644 * 19-09-02 842 622 276 249 566 373

6-100A

26-09-02 825 594 301 252 524 342 01-10-02 711 573 320 - 391 - 03-10-02 785 598 248 186 * 537 412 08-10-02 715 632 312 266 403 366 10-10-02 843 590 342 288 501 302 10-10-02 724 649 278 276 446 373 15-10-02 581 472 270 236 311 236 17-10-02 668 601 273 277 395 324 22-10-02 734 615 296 251 438 364 24-10-02 525 470 282 270 243 200 29-10-02 697 566 314 276 383 290 31-10-02 648 452 301 299 347 153 *

4-100A

05-11-02 746 554 326 266 420 288 12-11-02 752 554 289 239 463 315 14-11-02 697 557 348 379 349 178 19-11-02 558 448 292 219 266 229 21-11-02 536 525 267 258 269 267 26-11-02 743 578 365 350 378 228 28-11-02 811 529 377 309 434 220 03-12-02 888 695 * 358 305 530 390 05-12-02 542 510 301 342 241 168 10-12-02 738 599 288 297 450 302 12-12-02 749 549 307 242 442 307

3-100A

17-12-02 758 555 334 304 424 251 07-01-03 782 546 403 421 379 125 14-01-03 524 442 213 225 311 217 16-01-03 504 400 260 259 244 141 21-01-03 317 * 502 141 * 187 176 * 315 23-01-03 468 384 275 290 193 * 94 28-01-03 580 396 296 267 284 129 30-01-03 604 441 198 188 406 253 04-02-03 713 512 331 291 382 221 06-02-03 767 488 341 280 426 208 11-02-03 657 450 273 201 384 249 13-02-03 691 648 189 226 502 422 18-02-03 726 634 331 360 395 274 20-02-03 857 712 338 323 519 389

2-100A

25-02-03 751 453 360 333 391 120

351

Tabela A-C8.6: Concentrações de Sólidos Totais – Reator 6m Sólidos Totais – Reator 6m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

18-07-02 706 473 -* -* 1099* 1037 * 25-07-02 1003 816 402 395 601 421 01-08-02 717 612 322 273 395 339

8-100A

08-08-02 813 672 356 335 457 337 15-08-02 856 505 361 300 495 205 22-08-02 935 732 291 240 644 492 29-08-02 726 555 263 243 463 312 05-09-02 862 646 271 215 591 431 12-09-02 1722 * 686 449 295 1273 * 391 19-09-02 842 692 276 228 566 464

6-100A

26-09-02 825 537 301 250 524 287 01-10-02 711 589 320 272 391 317 03-10-02 785 583 248 193 537 390 08-10-02 715 534 312 266 403 268 10-10-02 843 565 342 273 501 292 10-10-02 724 670 278 287 446 383 15-10-02 581 522 270 238 311 284 17-10-02 668 582 273 263 395 319 22-10-02 734 636 296 247 438 389 24-10-02 525 500 282 266 243 234 29-10-02 697 587 314 271 383 316 31-10-02 648 793 * 301 319 347 474 *

4-100A

05-11-02 746 590 326 266 420 324 12-11-02 752 578 289 241 463 337 14-11-02 697 600 348 376 349 224 19-11-02 558 433 292 217 266 216 21-11-02 536 532 267 256 269 276 26-11-02 743 542 365 333 378 209 28-11-02 811 450 377 316 434 134 03-12-02 888 574 358 293 530 281 05-12-02 542 443 301 292 241 151 10-12-02 738 500 288 285 450 215 12-12-02 749 555 307 253 442 302

3-100A

17-12-02 758 551 334 302 424 249 07-01-03 782 456 403 324 379 132 14-01-03 524 423 213 242 311 181 16-01-03 504 474 260 260 244 214 21-01-03 317 * 487 141 * 187 176 300 23-01-03 468 430 275 298 193 132 28-01-03 580 424 296 272 284 152 30-01-03 604 467 198 204 406 263 04-02-03 713 480 331 286 382 194 06-02-03 767 508 341 291 426 217 11-02-03 657 377 273 195 384 182 13-02-03 691 505 189 176 * 502 329 * 18-02-03 726 552 331 321 395 231 20-02-03 857 593 338 304 519 289

2-100A

25-02-03 751 575 360 339 391 236

352

Tabela A-C8.7: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 12m Sólidos Suspensos – Reator 12m

SST (mg/l) SSF (mg/l) SSV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

18-07-02 194 132 200 134 25-07-02 154 86 20 6 134 80 01-08-02 194 172 20 14 174 158

8-100A

08-08-02 254 100 28 10 226 90 15-08-02 266 164 66 30 200 134 22-08-02 146 392 24 70 122 322 29-08-02 276 34 42 6 234 28 05-09-02 132 394 10 72 122 322 12-09-02 610 * 574 * 74 64 536 * 510 * 19-09-02 126 34 12 2 114 32

6-100A

26-09-02 282 64 24 6 258 * 58 01-10-02 214 44 28 8 186 36 03-10-02 284 53 32 2 252 51 08-10-02 224 180 * 16 12 208 168 * 10-10-02 260 72 32 12 228 60 10-10-02 120 90 14 10 106 80 15-10-02 156 27 16 1 140 26 17-10-02 230 68 28 8 202 60 22-10-02 274 66 32 10 242 56 24-10-02 128 51 14 6 114 45 29-10-02 152 67 24 7 128 60 31-10-02 136 27 20 6 116 21

4-100A

05-11-02 254 45 16 1 238 44 12-11-02 148 23 10 4 138 19 14-11-02 220* 32 26 1 194 * 31 19-11-02 160 78 14 1 146 77 21-11-02 94 42 4 0 * 90 42 26-11-02 182 50 24 5 158 45 28-11-02 114 98 26 6 88 92 03-12-02 100 41 20 6 80 35 05-12-02 146 42 4 1 142 41 10-12-02 148 92 26 24 * 122 68 12-12-02 134 34 6 2 128 32

3-100A

17-12-02 132 35 4 6 128 29 07-01-03 136 55 30 4 106 51 14-01-03 162 66 28 11 134 55 16-01-03 128 47 4 4 124 43 21-01-03 118 210 * 24 36 94 174 * 23-01-03 104 47 14 5 90 42 28-01-03 118 30 12 4 106 26 30-01-03 136 48 4 2 132 46 04-02-03 164 308 * 12 162 * 152 146 06-02-03 222 88 36 12 186 76 11-02-03 162 77 28 14 134 63 13-02-03 242 * 208 * 16 68 * 226 * 140 18-02-03 230 152 * 48 * 20 182 132 20-02-03 206 188 * 52 * 12 154 176

2-100A

25-02-03 176 94 10 12 166 82

353

Tabela A-C8.8: Concentrações de Sólidos Suspensos – Reator 6m Sólidos Suspensos – Reator 6m

SST (mg/l) SSF (mg/l) SSV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

18-07-02 194 132 200 138 25-07-02 154 60 20 10 134 50 01-08-02 194 156 20 18 174 138

8-100A

08-08-02 254 196 28 18 226 178 15-08-02 266 156 66 18 200 138 22-08-02 146 178 24 26 122 152 29-08-02 276 126 42 30 234 96 05-09-02 132 182 10 30 122 152 12-09-02 610 * 114 74 4 536 * 110 19-09-02 126 106 12 12 114 94

6-100A

26-09-02 282 12 24 12 258 0 * 01-10-02 214 64 28 7 186 57 03-10-02 284 56 32 5 252 51 08-10-02 224 31 16 208 - 10-10-02 260 74 32 6 228 68 10-10-02 120 72 14 8 106 64 15-10-02 156 87 16 5 140 82 17-10-02 230 54 28 9 202 45 22-10-02 274 117 32 14 242 103 24-10-02 128 38 14 4 114 34 29-10-02 152 51 24 8 128 43 31-10-02 136 388 * 20 38 * 116 350 *

4-100A

05-11-02 254 59 16 4 238 * 55 12-11-02 148 42 10 7 138 35 14-11-02 220 * 59 26 5 194 * 54 19-11-02 160 44 14 3 146 41 21-11-02 94 52 4 4 90 48 26-11-02 182 53 24 5 158 48 28-11-02 114 66 26 8 88 58 03-12-02 100 25 20 1 80 24 05-12-02 146 73 4 8 142 65 10-12-02 148 54 26 7 122 47 12-12-02 134 32 6 7 128 25

3-100A

17-12-02 132 52 4 7 128 45 07-01-03 136 22 30 1 106 21 14-01-03 162 55 28 13 134 42 16-01-03 128 107 4 12 124 95 21-01-03 118 212 * 24 34 * 94 178 * 23-01-03 104 47 14 4 90 43 28-01-03 118 30 12 3 106 27 30-01-03 136 46 4 1 132 45 04-02-03 164 86 12 2 152 84 06-02-03 222 81 36 10 186 71 11-02-03 162 85 28 9 134 76 13-02-03 242 * 82 16 4 226 * 78 18-02-03 230 148 * 48 28 * 182 120 20-02-03 206 96 52 16 154 80

2-100A

25-02-03 176 210 * 10 16 166 194 *

354

Tabela A-C8.9: Concentrações de Nitrogênio – Reator 12m NTK (mg-N/l) Nitrogênio Amoniacal

(mg-N/l)Nitrito

(mg-N/l) Nitrato

(mg-N/l)TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Efluente Efluente

Soma

18-07-02 50 55,0 74 37 * 0,09 0,24 55 25-07-02 100 * 42,5 66 24 * 11 30 83 01-08-02 91 25,0 63 0,10 26 64 115 06-08-02 103 * 16,3 65 0,60 26 66 108

8-100A

08-08-02 96 18,8 60 0,00 24 62 105 15-08-02 98 8,8 61 0,00 25 * 61 * 95 22-08-02 88 40,0 * 53 0,50 0,40 11 51 29-08-02 80 6,30 52 0,00 0,08 16 22 05-09-02 106 6,30 68 0,70 0,16 20 26 12-09-02 100 33,8 * 62 0,50 0,34 28 62 19-09-02 90 6,25 58 0,30 0,17 20 26

6-100A

26-09-02 89 12,5 60 0,00 0,16 22 35 01-10-02 84 7,50 51 0,70 0,15 19 27 03-10-02 78 10,0 48 0,80 0,18 25 35 08-10-02 85 26,3 * 52 0,60 0,25 28 54 10-10-02 80 11,3 21 * 0,30 0,16 17 28 10-10-02 56 13,8 30 * 0,80 0,21 27 41 15-10-02 3 8,80 53 1,7 0,12 12 21 17-10-02 80 15,0 47 1,0 0,18 21 36 22-10-02 84 15,0 48 1,7 0,19 19 34 24-10-02 55 10,0 35 1,9 0,16 18 28 29-10-02 76 11,3 47 0,20 0,16 19 30 31-10-02 66 6,25 39 0,60 0,10 12 18

4-100A

05-11-02 86 7,50 52 0,20 0,16 11 19 12-11-02 86 7,50 62 1,2 0,23 16 * 24 14-11-02 90 6,25 59 0,50 0,26 11 17 19-11-02 83 12,5 51 1,3 0,30 12 25 21-11-02 53 11,3 33 0,60 0,39 10 22 26-11-02 83 8,75 54 1,4 0,28 13 22 28-11-02 83 15,0 58 0,30 0,44 11 26 03-12-02 83 8,8 49 1,60 0,28 12 21 05-12-02 54 8,8 32 * 3,8* 0,53 7,6 17 10-12-02 78 13,8 57 0,40 0,21 12 26 12-12-02 78 7,50 47 1,0 0,16 10 18

3-100A

17-12-02 86 8,80 56 2,0 0,22 10 19 07-01-03 63 25,0 37 18 0,75 16 42 14-01-03 68 13,8 42 6,8 0,57 15 29 16-01-03 58 10,0 36 5,4 0,80 14 25 21-01-03 38 25,0 23 * 3,0 0,86 34 * 60 23-01-03 46 20,0 30 * 15 0,79 4,8 26 28-01-03 89 30,0 62 26 1,1 10 41 30-01-03 58 30,0 37 24 0,45 4,0 34 04-02-03 90 56,3 * 64 34 * 0,89 6,0 63 06-02-03 88 37,5 56 27 0,68 7,6 46 11-02-03 81 11,3 49 0,40 0,18 17 28 13-02-03 85 23,8 59 4,9 0,61 17 41 18-02-03 73 22,5 45 7,4 1,1 15 39 20-02-03 75 47,5 * 45 25 1,4* 6,8 56

2-100A

25-02-03 74 35,0 43 24 1,1 2,2 38

355

Tabela A-C8.10: Concentrações de Nitrogênio – Reator 6m NTK (mg-N/l) Nitrogênio Amoniacal

(mg-N/l)Nitrito

(mg-N/l)) Nitrto

(mg-N/l)TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Efluente Efluente

Soma

18-07-02 50 51,3 74 40 * 0,07 0,26 52 25-07-02 100 * 43,8 66 34 * 0,47 0,82 45 01-08-02 91 30,0 63 0,00 25 62 117 06-08-02 103 * 18,8 65 0,30 26 69 114

8-100A

08-08-02 96 31,3 60 0,40 25 61 117 15-08-02 98 10,0 61 0,40 24 * 64 * 98 22-08-02 88 22,5 * 53 0,40 0,30 18 41 29-08-02 80 11,3 52 0,00 0,06 15 26 05-09-02 106 * 7,50 68 0,00 0,10 14 22 12-09-02 100 * 8,75 62 0,00 0,14 25 34 19-09-02 90 13,8 58 0,10 0,14 22 36

6-100A

26-09-02 89 7,50 60 0,00 0,08 20 28 01-10-02 84 12,5 51 0,40 0,16 26 39 03-10-02 78 11,3 48 0,60 0,19 22 33 08-10-02 85 12,5 52 0,20 0,16 22 35 10-10-02 80 10,0 21 * 0,30 0,25 14 24 10-10-02 56 12,5 30 * 0,20 0,18 24 37 15-10-02 83 13,8 53 0,50 0,14 18 32 17-10-02 80 * 13,8 47 0,20 0,15 26 40 22-10-02 84 13,8 48 1,6 0,23 22 36 24-10-02 55 * 10, 35 1,0 0,27 16 26 29-10-02 76 12,5 47 0,10 0,24 17 30 31-10-02 66 40,0 * 39 0,10 0,40 15 55

4-100A

05-11-02 86 11,3 52 0,10 0,17 14 25 12-11-02 86 8,75 62 0,50 0,22 17 * 26 14-11-02 90 8,75 59 0,210 13,0 * 22 * 44 19-11-02 83 8,75 51 1,3 0,22 12 21 21-11-02 53 * 13,8 33 1,5 1,0 10 25 26-11-02 83 8,75 54 1,3 0,44 9,2 18 28-11-02 83 16,3 58 4,8 * 0,90 6,4 24 03-12-02 83 8,75 49 1,5 0,85 6,4 16 05-12-02 54 * 12,5 32 * 1,1 1,1 5,6 19 10-12-02 78 8,75 57 1,4 1,4 10 20 12-12-02 78 12,5 47 0,90 1,1 11 25

3-100A

17-12-02 86 11,3 56 1,0 1,3 7,6 20 07-01-03 63 28,8 37 24 * 3,9 * 10 43 14-01-03 68 13,8 42 7,1 1,3 12 27 16-01-03 58 21,3 36 4,5 1,1 12 34 21-01-03 38 * 22,5 23 * 3,1 0,86 45 68 * 23-01-03 46 * 15,0 30 8,1 1,3 7,6 24 28-01-03 89 23,8 62 17,3 2,19 12,4 38 30-01-03 58 23,8 37 16 0,9 5,6 30 04-02-03 90 32,5 64 20 1,8 11 45 06-02-03 88 35,0 56 24 * 2,1 10 47 11-02-03 81 25,0 49 13 3,1 * 11 39 13-02-03 85 25,0 59 13 4,9 * 12 42 18-02-03 73 27,5 45 14 4,0 * 11 43 20-02-03 75 26,3 45 15 2,6 * 9,6 38

2-100A

25-02-03 74 37,5 * 43 14 1,7 2,3 42

356

Tabela A-C8.11: Concentrações de Fósforo – Reator 12m Concentração de Fósforo – Reator 12m

Fósforo Total (mg-P/l) Ortofosfato (mg-P/l) Remoção (%) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Fósforo Total Ortofosfato

25-07-02 11 7,2 5,1 6,2 35 - 01-08-02 11 7,1 6,1 6,1 35 - 8-100A 08-08-02 11 6,1 6,9 4,7 45 31 15-08-02 11 5,2 6,4 5,3 53 17 22-08-02 10 8,7 6,4 6,5 13 - 29-08-02 8,9 5,3 5,6 5,9 40 - 05-09-02 12 6,6 7,5 5,2 45 31 12-09-02 12 8,1 7,3 4,9 33 33 19-09-02 12 7,0 6,8 5,0 42 26

6-100A

26-09-02 11 5,5 5,2 4,1 50 20 01-10-02 11 6,2 6,0 5,0 44 16 03-10-02 12 6,9 6,5 5,1 43 21 08-10-02 10 6,9 5,9 3,2 * 34 47 10-10-02 10 6,9 5,9 4,7 34 21 10-10-02 7,5 6,1 3,9 * 4,8 19 - 15-10-02 9,9 6,5 5,4 5,3 35 1,3 17-10-02 10 7,0 5,7 5,0 32 12 22-10-02 10 7,0 6,2 5,0 33 19 24-10-02 8,2 5,8 4,7 4,8 29 - 29-10-02 11 6,5 6,3 5,1 40 19 31-10-02 8,7 5,4 4,9 3,7 * 38 24

4-100A

05-11-02 10 6,3 6,0 4,3 40 28 12-11-02 10 6,5 5,0 4,5 36 10 14-11-02 10 6,8 6,2 4,9 35 21 19-11-02 10 6,9 6,3 4,3 31 32 21-11-02 7,1 6,2 4,1 4,8 13 - 26-11-02 10 7,0 6,5 5,4 32 17 28-11-02 11 6,9 7,0 5,1 35 27 03-12-02 11 7,9 6,5 5,4 25 17 05-12-02 7,2 5,8 3,8 * 4,7 19 - 10-12-02 11 6,4 6,1 4,9 42 20 12-12-02 9,7 6,2 6,0 5,1 36 15

3-100A

17-12-02 9,7 6,1 6,8 5,3 37 22 07-01-03 10 6,8 6,2 5,6 35 10 14-01-03 7,7 6,7 4,5 4,4 13 2,2 16-01-03 7,1 6,1 4,4 4,6 14 - 21-01-03 4,6 * 7,0 2,5 3,9 - - 23-01-03 6,2 5,7 4,0 4,6 8 - 28-01-03 9,9 6,5 6,5 5,3 34 18 30-01-03 7,5 6,1 4,8 4,8 19 - 04-02-03 11 8,8 6,5 5,8 19 11 06-02-03 11 7,1 6,6 5,5 38 17 11-02-03 9,5 6,3 5,3 4,3 34 19 13-02-03 10 7,7 6,6 5,6 25 15 18-02-03 10 8,2 6,5 5,9 21 9,2 20-02-03 11 9,3 6,5 5,7 15 12

2-100A

25-02-03 10 6,9 6,3 6,0 31 4,8

357

Tabela A-C8.12: Concentrações de Fósforo – Reator 6m Concentração de Fósforo – Reator 6m

Fósforo Total (mg-P/l) Ortofosfato (mg-P/l) Remoção (%) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Fósforo Total Ortofosfato

25-07-02 11 5,5 5,1 6,1 51 - 01-08-02 11 7,2 6,1 6,5 35 - 8-100A 08-08-02 11 7,6 6,9 5,6 32 19 15-08-02 11 5,4 6,4 5,5 52 14 22-08-02 10 8,1 6,4 8,0 * 20 - 29-08-02 8,9 5,6 5,6 5,6 37 0,0 05-09-02 12 5,9 7,5 5,9 52 22 12-09-02 12 7,3 7,3 6,1 40 16 19-09-02 12 7,5 6,8 5,9 36 14

6-100A

26-09-02 11 4,9 5,2 4,8 56 6,8 01-10-02 11 6,0 6,0 5,4 45 11 03-10-02 12 6,0 6,5 5,4 50 18 08-10-02 10 6,4 5,9 3,1 * 38 47 10-10-02 10 6,4 5,9 5,3 38 11 10-10-02 7,5 5,9 3,9 * 6,4 22 - 15-10-02 9,9 6,6 5,4 5,7 33 - 17-10-02 10 6,4 5,7 6,7 37 - 22-10-02 10 7,5 6,2 5,1 28 18 24-10-02 8,2 6,3 4,7 5,2 23 - 29-10-02 11 6,9 6,3 5,1 36 19 31-10-02 8,7 10 4,9 4,6 - 6,1

4-100A

05-11-02 10 6,5 6,0 4,2 38 30 12-11-02 10 6,2 5,0 4,4 39 12 14-11-02 10 7,0 6,2 5,0 33 19 19-11-02 10 6,7 6,3 4,4 33 30 21-11-02 7,1 6,1 4,1 5,0 14 - 26-11-02 10 6,8 6,5 5,5 34 15 28-11-02 11 6,5 7,0 4,8 39 31 03-12-02 11 7,0 6,5 5,0 33 23 05-12-02 7,2 6,3 3,8 * 5,0 13 - 10-12-02 11 5,8 6,1 4,4 48 28 12-12-02 9,7 6,4 6,0 4,8 34 20

3-100A

17-12-02 9,7 6,8 6,8 5,3 30 22 07-01-03 10,4 6,3 6,2 5,3 39 15 14-01-03 7,7 5,8 4,5 4,5 25 0,0 16-01-03 7,1 6,5 4,4 4,7 8 - 21-01-03 4,6 * 6,6 2,5 * 4,3 - - 23-01-03 6,2 5,2 4,0 4,5 16 - 28-01-03 9,9 6,3 6,5 5,1 36 22 30-01-03 7,5 6,0 4,8 5,1 20 - 04-02-03 11 7,5 6,5 5,7 31 12 06-02-03 11 7,1 6,6 5,6 38 15 11-02-03 9,5 6,0 5,3 4,4 37 17 13-02-03 10 6,9 6,6 5,7 32 14 18-02-03 10,4 8,1 6,5 6,2 22 4,6 20-02-03 11 7,4 6,5 5,7 33 12

2-100A

25-02-03 10 8,7 6,3 6,1 13 3,2

358

Carreira 9: TDH de 3 horas e Concentração de Areia = 100 g/l – Sistema de Flotação

Tabela A-C9.1: Concentrações e remoções de DBO bruta e filtrada Concentração DBO – Reator 12m

DBO-Afluente (mg/l) DBO-Efluente (mg/l) Remoção (%) Recirculação Data Bruta Bruta Filtrada Bruta Filtrada

13-05-04 283 61 8 79 97 18-05-04 437 78 9 82 98 20-05-04 403 57 7 86 98 25-05-04 385 25 5 94 99 27-05-04 243 23 7 91 97 01-06-04 277 19 6 93 98 03-06-04 253 17 6 93 98 08-06-04 319 76 5 76 98 10-06-04 309 10 3 97 99 15-06-04 377 22 4 94 99 17-06-04 479 20 3 96 99 22-06-04 148 37 9 75 94

15%

29-06-04 397 21 6 95 98 06-07-04 343 43 4 88 99 08-07-04 268 28 3 90 99 13-07-04 266 26 6 90 98 15-07-04 285 21 8 93 97 22-07-04 249 91 7 64 97 27-07-04 244 8 1 97 100 29-07-04 333 24 4 93 99 03-08-04 220 24 16 89 93 05-08-04 343 51 3 85 99 12-08-04 175 57 7 67 96 19-08-04 197 69 2 65 99 27-08-04 201 31 5 85 98 02-09-04 183 38 6 79 97 09-09-04 346 22 3 94 99

20%

16-09-04 201 37 6 82 97

359

Tabela A-C9.2: Concentrações e remoções de DQO bruta e filtrada Concentração DQO – Reator 12m

DQO-Afluente (mg/l) DQO - Efluente (mg/l) Remoção (%) Recirculação Data Afluente Reator (mg/l) Bruta Filtrada Bruta Filtrada

13-05-04 530 132 87 75 84 18-05-04 640 76 59 88 91 20-05-04 560 104 75 81 87 25-05-04 910 52 40 94 96 27-05-04 470 52 45 89 90 01-06-04 580 60 39 90 93 03-06-04 510 56 40 89 92 08-06-04 630 168 48 73 92 10-06-04 750 52 41 93 95 15-06-04 1000 80 43 92 96 17-06-04 1220 92 52 92 96 22-06-04 310 104 60 66 81

15%

29-06-04 910 80 57 91 94 06-07-04 700 91 32 87 95 08-07-04 530 73 36 86 93 13-07-04 650 100 51 85 92 15-07-04 520 71 40 86 92 22-07-04 490 204 38 58 92 27-07-04 510 63 36 88 93 29-07-04 710 65 43 91 94 03-08-04 490 132 51 73 90 05-08-04 940 130 52 86 94 12-08-04 380 30 25 92 93 19-08-04 380 176 50 54 87 27-08-04 345 89 37 74 89 02-09-04 400 118 56 71 86 09-09-04 610 63 36 90 94

20%

16-09-04 460 94 43 80 91

360

Tabela A-C9.3: Concentrações de Sólidos Totais Sólidos Totais – Reator 12m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l) Recirculação Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

13-05-04 914 427 250 211 664 216 18-05-04 756 504 347 282 409 222 20-05-04 663 461 229 217 434 244 25-05-04 862 424 373 286 489 138 27-05-04 612 463 277 272 335 191 01-06-04 771 474 284 209 487 265 03-06-04 752 563 336 299 416 264 08-06-04 803 672 352 295 451 377 10-06-04 861 501 284 318 577 183 15-06-04 1098 592 438 291 660 301 17-06-04 1090 596 383 303 707 293 22-06-04 1090 596 383 303 707 293

15%

29-06-04 757 561 378 327 379 234 06-07-04 940 571 306 232 634 339 08-07-04 854 642 335 271 519 371 13-07-04 903 479 396 297 507 182 15-07-04 756 574 375 342 381 232 22-07-04 812 711 369 317 443 394 29-07-04 764 622 359 273 405 349 03-08-04 699 589 419 310 280 279 05-08-04 828 652 361 285 467 367 12-08-04 616 608 340 305 276 303 19-08-04 671 578 343 311 328 267 27-08-04 645 503 189 228 456 275 02-09-04 555 490 272 269 283 221 09-09-04 831 456 384 259 447 197

20%

16-09-04 584 501 98 105 486 396

361

Tabela A-C9.4: Concentrações de Sólidos Suspensos Sólidos Suspensos – Reator 12m

SST (mg/l) SSF (mg/l) SSV (mg/l) Recirculação Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

13-05-04 200 48 16 - 184 54 18-05-04 152 32 14 2 138 30 20-05-04 130 17 12 3 118 14 25-05-04 190 9 32 1 158 8 27-05-04 76 7 - - 88 13 01-06-04 144 22 22 4 122 18 03-06-04 144 22 14 1 130 21 08-06-04 218 65 6 7 212 58 10-06-04 122 16 10 2 112 14 15-06-04 408 36 60 1 348 35 17-06-04 556 36 78 3 478 33 22-06-04 556 36 78 3 478 33

15%

29-06-04 128 44 18 6 110 38 06-07-04 324 47 68 1 256 46 08-07-04 240 32 34 0 206 32 13-07-04 332 42 82 12 250 30 15-07-04 98 23 4 5 94 18 22-07-04 222 129 40 8 182 121 29-07-04 262 42 46 6 216 36 03-08-04 194 98 58 20 136 78 05-08-04 306 62 42 0 264 62 12-08-04 86 90 20 9 66 81 19-08-04 144 78 12 11 132 67 27-08-04 118 21 8 2 110 19 02-09-04 150 94 22 2 128 92 09-09-04 266 67 94 11 172 56

20%

16-09-04 152 74 34 14 118 60

362

Tabela A-C9.5: Concentrações de Nitrogênio Nitrogênio – Reator 12m

NTK (mg-N/l) Nitrogênio Amoniacal (mg-N/l)

Nitrito (mg-N/l)

Nitrato (mg-N/l)Recirculação Data

Afluente Efluente Afluente Efluente Efluente Efluente Soma

13-05-04 59 11,3 34 1,8 20 21 52 18-05-04 55 10,0 35 1,80 13,6 16,8 40 20-05-04 58 10,0 40 4,5 13 14 37 25-05-04 80 7,50 51 0,80 0,40 9,6 18 27-05-04 74 6,25 53 0,60 0,70 5,7 13 01-06-04 68 6,25 45 0,00 0,24 6,3 13 03-06-04 88 5,00 66 0,60 0,50 6,0 12 08-06-04 73 10,0 50 3,4 1,2 11 22 10-06-04 95 6,25 72 0,70 0,68 5,9 13 15-06-04 143 6,25 105 2,3 0,43 9,0 16 17-06-04 79 8,75 38 0,50 0,50 9,2 19 22-06-04 78 10,0 59 2,0 1,3 8,6 20

15%

29-06-04 80 8,75 77 3,1 1,8 7,6 18 06-07-04 93 12,5 81 6,10 0,650 11,6 25 08-07-04 110 7,50 79 0,80 0,93 11 19 13-07-04 83 7,50 56 1,1 1,3 8,3 17 15-07-04 111 7,50 86 0,20 0,73 7,0 15 22-07-04 105 18,8 82 0,60 0,48 48 67 27-07-04 111 6,25 88 0,00 0,14 25 31 29-07-04 56 6,25 36 0,20 0,42 31 38 03-08-04 90 11,3 64 0,90 0,42 38 50 05-08-04 115 10,0 87 0,50 0,40 49 59 12-08-04 94 12,5 80 1,9 0,28 55 68 19-08-04 90 16,3 68 1,6 0,35 48 65 27-08-04 84 8,75 63 2,2 0,51 46 55 02-09-04 81 11,3 61 1,2 0,25 40 52 09-09-04 113 8,75 77 0,30 0,21 38 47

20%

16-09-04 94 10,0 87 6,1 0,24 43 53

363

Tabela A-C9.6: Concentrações de Fósforo Concentração de Fósforo – Reator 12m

Fósforo Total (mg-P/l) Ortofosfato (mg-P/l) Remoção (%) Recirculação Data Afluente Efluente Afluente Efluente Fósforo Total Ortofosfato

13-05-04 7,9 5,8 4,4 3,8 27 14 18-05-04 8,0 5,4 4,8 3,8 33 21 20-05-04 9,3 5,6 4,7 3,5 40 26 25-05-04 10 4,6 6,0 3,3 54 45 27-05-04 8,9 4,9 6,0 3,6 45 40 01-06-04 8,2 4,8 5,7 3,7 41 35 03-06-04 9,7 4,8 5,9 3,7 51 37 08-06-04 9,6 7,5 6,3 5,7 22 10 10-06-04 12 6,0 7,8 4,3 48 45 15-06-04 14 6,2 8,9 4,9 55 45 17-06-04 10 5,6 6,1 4,5 46 26 22-06-04 8,3 6,8 5,1 4,5 18 12

15%

29-06-04 12 4,8 6,8 3,7 59 46 06-07-04 13 7,2 5,0 3,1 42 38 08-07-04 12 5,6 4,5 2,3 53 49 13-07-04 10 5,6 3,6 2,2 46 39 15-07-04 11 4,9 4,4 2,1 55 52 22-07-04 10 6,5 3,4 2,4 38 29 27-07-04 10 3,7 4,0 1,7 63 58 29-07-04 8,2 5,3 2,4 2,2 35 8,3 03-08-04 9,1 6,1 3,5 2,4 33 31 05-08-04 12 6,1 4,2 2,5 47 40 12-08-04 9,6 6,8 3,7 2,9 29 22 19-08-04 9,9 7,3 3,8 2,9 26 24 27-08-04 9,2 5,9 3,4 2,7 36 21 02-09-04 8,6 6,4 3,1 2,5 26 19 09-09-04 12 5,1 5,1 2,3 59 55

20%

16-09-04 9,6 6,1 3,7 2,5 36 32

364

Carreira 10: TDH de 3 horas e Concentração de Areia = 100 g/l – Redução do Diâmetro Interno

Tabela A-C10.1: Concentrações e remoções de DBO bruta e filtrada Concentração DBO – Reator 6m

DBO-Afluente (mg/l) DBO-Efluente (mg/l) Remoção (%) TDH Data Bruta Bruta Filtrada Bruta Filtrada

01-09-04 292 17 - 94 - 03-09-04 358 29 16 92 96 10-09-04 285 40 11 86 96 14-09-04 209* 25 14 88 93 17-09-04 253 34 14 87 94 21-09-04 243 42 26 * 83 89 24-09-04 317 34 12 89 96 28-09-04 297 32 7 89 98 30-09-04 283 15 * 8 95 97 06-10-04 338 56 23 83 93 08-10-04 426 * 53 20 88 95 12-10-04 219 53 12 76 95 14-10-04 317 41 13 87 96 20-10-04 364 28 8 92 98 22-10-04 346 26 10 92 97 26-10-04 318 32 5 90 98 08-11-04 392 28 9 93 98 10-11-04 348 56 23 84 93 12-11-04 235 29 15 88 94 23-11-04 292 57 16 80 95

3h (250-100)

25-11-04 358 81 * 17 77 95

365

Tabela A-C10.2: Concentrações e remoções de DQO bruta e filtrada Concentração DQO – Reator 6m

DQO-Afluente (mg/l) DQO-Efluente (mg/l) Remoção (%) TDH Data Bruta Bruta Filtrada Bruta Filtrada

01-09-04 - - - - - 03-09-04 - - - - - 10-09-04 610 85 * 25 86 96 14-09-04 480 30 28 94 94 17-09-04 420 60 35 86 92 21-09-04 490 44 32 91 93 24-09-04 630 30 27 95 96 28-09-04 510 62 28 88 95 30-09-04 580 80 34 86 94 06-10-04 630 51 41 * 92 93 08-10-04 750 67,5 36 91 95 12-10-04 420 41 31 90 93 14-10-04 500 45 18 * 91 96 20-10-04 660 28 26 96 96 22-10-04 650 46 29 93 96 26-10-04 610 66 27 89 96 08-11-04 760 * 42 38 94 95 10-11-04 590 63 36 89 94 12-11-04 440 44 25 90 94 23-11-04 640 74 43 88 93

3h (250-100)

25-11-04 680 107 47 84 93

Tabela A-C10.3: Concentrações de Sólidos Totais Sólidos Totais – Reator 6m

ST (mg/l) SF (mg/l) SV (mg/l)TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

03-09-04 908 * 448 288 * 291 620 * 157 10-09-04 794 525 392 299 402 226 14-09-04 705 505 384 319,5 321 185,5 17-09-04 723 460,5 433 273,5 290 187 21-09-04 735 520,5 412 334,5 323 186 24-09-04 785 526 438 357,5 347 168,5 28-09-04 729 542 405 299,5 324 242,5 30-09-04 764 537 409 298 355 239 06-10-04 717 472,5 349 243 368 229,5 08-10-04 836 511,5 427 320,5 409 191 12-10-04 706 459 325 158,5 381 300,5 * 14-10-04 727 471 395 246,5 332 224,5 20-10-04 744 401 * 377 191 367 210 22-10-04 823 501 440 328 383 173 26-10-04 764 495 418 339,5 346 155,5 08-11-04 835 379 * 429 268 406 111 * 10-11-04 887 431,5 539 208 348 223,5 12-11-04 741 559 473 240 268 319 23-11-04 765 496,5 399 316,5 366 180

3h (250-100)

25-11-04 976 426 500 330 476 96

366

Tabela A-C10.4: Concentrações de Sólidos Suspensos Sólidos Suspensos – Reator 6m

SST (mg/l) SSF (mg/l) SSV (mg/l) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efluente Afluente Efluente

03-09-04 246 47 24 2 222 45 10-09-04 162 60 * 8 2 154 58 * 14-09-04 214 27 18 1 196 26 17-09-04 200 22 54 1,5 146 20,5 21-09-04 163 34 38 8,5 * 125 25,5 24-09-04 238 52,5 32 11,5 * 206 41 28-09-04 227 57 33 4,5 194 52,5 30-09-04 258 41 49 3 209 38 06-10-04 170 13,5 23 1 147 12,5 08-10-04 292 30 58 2 234 28 12-10-04 185 27,5 44 1 141 26,5 14-10-04 213 37,5 42 2,5 171 35 20-10-04 207 15,5 29 2 178 13,5 22-10-04 300 * 24,5 74 * 7,5 226 17 26-10-04 248 19 67 2,5 181 16,5 08-11-04 266 14 62 1,5 204 12,5 10-11-04 254 74 104 3,5 150 70,5 12-11-04 256 51,5 56 3,5 200 48 23-11-04 239 36 24,29 3 214,29 33

3h (250-100)

25-11-04 300 52,5 74 3 226 49,5

Tabela A-C10.5: Concentrações de Nitrogênios Nitrogênio – Reator 6m

NTK (mg-N/l) Nitrogênio Aminiaca (mg-N/l)

Nitrito (mg-N/l)

Nitrato(mg-N/l)TDH Data

Afluente Efluente Afluente Efluente Efluente EfluenteSoma

01-09-04 - - - - - - - 03-09-04 - - - - - - - 10-09-04 98,75 8,75 61,2 0,4 1,9 27,6 38 14-09-04 100 11,25 68 9,2 2,66 * 28 42 17-09-04 117,5 7,5 86,4 2,6 1,43 23 32 21-09-04 132,5 13,75 75,2 8,2 1,72 20,8 36 24-09-04 98,75 7,5 53 1,9 0,87 27 35 28-09-04 110 6,25 52,2 0,2 0,57 32 * 39 30-09-04 111,25 15 79,2 12,4 1,52 22,6 39 06-10-04 120 21,25 73 17,2 * 1,67 14,4 37 08-10-04 128,75 15 74,8 8,8 1,93 18,6 36 12-10-04 127,5 13,75 68,4 9,5 2,48 * 16,1 32 14-10-04 102,5 7,5 64,4 0,7 0,75 17,5 26 20-10-04 132,5 8,75 80,8 3 1,57 20,3 31 22-10-04 107,5 8,75 71,2 4,1 1,53 16,2 26 26-10-04 132,5 21,25 76 11 0,96 20,2 42 08-11-04 148,75 * 23,75 * 92,2 * 0,2 0,76 16,3 41 10-11-04 115 25 * 73 17 0,95 6,8 * 33 12-11-04 88 * 6 63,8 2,6 1,35 20,4 28 23-11-04 111,25 41,25 57 31,4 0,1 0,8 42

3h (250-100)

25-11-04 110 45 64 34,7 0,06 1,9 47

367

Tabela A-C10.6: Concentrações de Fósforo Concentração de Fósforo – Reator 6m

Fósforo total (mg-P/l) Ortofosfato (mg-P/l) Remoção (%) TDH Data Afluente Efluente Afluente Efleunte Fósforo Total Ortofosfato

10-09-04 11,3 6,6 3,96 3 42 24 14-09-04 10,7 5,6 3,6 2,76 48 23 17-09-04 10,7 5,8 3,8 2,7 46 29 21-09-04 10,6 6,2 3,8 2,9 42 24 24-09-04 11,5 6,6 3,6 2,8 43 22 28-09-04 10,3 5,9 4,1 * 2,9 43 29 30-09-04 11,8 5,3 4 2,5 55 38 06-10-04 11,3 6,1 3,9 3 46 23 08-10-04 12,9 6,5 4,1 * 2,8 50 32 12-10-04 10,5 6,5 3,4 2,8 38 18 14-10-04 10,5 5,6 3,4 2,4 47 29 20-10-04 12,1 6,5 4,3 * 2,8 46 35 22-10-04 12,1 6,1 4,1 * 2,8 50 32 26-10-04 11,1 5,4 4 2,5 51 38 08-11-04 13 6,7 4,6 * 3,3 48 28 10-11-04 11,4 6,2 4,2 * 2,9 46 31 12-11-04 9,2 5,5 3,8 2,5 40 34 23-11-04 10,5 5,5 4,1 2,6 48 37

3h (250-100)

25-11-04 11,6 5,6 4,2 2,6 52 38

368

ANEXO B – Resultados Preliminares

369

Sumário

B.1. Seqüência dos Ensaios Realizados ...........................................................................................372 B.2 – Resultados das Avaliações ao longo de 24 horas ...................................................................373 B.3. Resultados do Monitoramento da Operação Inicial .................................................................379

B.3.1. Carreira 2 – TDH = 2 horas ..............................................................................................379 B.3.1.1. D.B.O.............................................................................................................................379 B.3.1.2. D.Q.O.............................................................................................................................380 B.3.1.3. Sólidos ...........................................................................................................................381 B.3.2. Carreira 3 – TDH = 1 hora................................................................................................382 B.3.2.1. D B O.............................................................................................................................383 B.3.2.2. D Q O.............................................................................................................................384 B.3.2.3 Sólidos ............................................................................................................................385 B.3.2.4 Nitrogênio .......................................................................................................................387 B.3.3. Carreira 4 – TDH = 8 horas ..............................................................................................389 B.3.3.1. D.B.O.............................................................................................................................389 B.3.3.2. D Q O.............................................................................................................................390 B.3.3.3. Sólidos ...........................................................................................................................392 B.3.3.4. Nitrogênio ......................................................................................................................394

370

Lista de Figuras

Figura B.1: Concentração DBO afluente e efluente dos reatores. Campanha 24 horas (22 e 23/07/98) TDH=2h ...............................................................................................................................................373 Figura B.2: Concentração DBO afluente e efluente dos reatores Campanha 24 horas (04 e 05/09/98) TDH = 2h .............................................................................................................................................374 Figura B.3: Sólidos totais no esgoto afluente e efluente dos reatores observados ao longo da campanha 2 (04 e 05/09/98). TDH = 2h................................................................................................................375 Figura B.4: Sólidos fixos no esgoto afluente e efluente dos reatores observados ao longo da campanha 2. (04 e 05/09/98). TDH = 2h...............................................................................................................375 Figura B.5: Sólidos voláteis no esgoto afluente e efluente dos reatores durante a campanha 2. (04 e 05/09/98). TDH = 2h............................................................................................................................375 Figura B.6: Variação da DBO ao longo do dia, no esgoto afluente e efluente dos reatores. TDH = 1h..............................................................................................................................................................376 Figura B.7: Variação da DQO ao longo do dia no esgoto afluente e efluente dos reatores. TDH = 1h...............................................................................................................................................................376 Figura B.8: Sólidos totais, fixos e voláteis ao longo de um dia no afluente e no efluente do reator R12 com TDH = 1h. ....................................................................................................................................377 Figura B.9 Sólidos totais, fixos e voláteis ao longo do dia no afluente e no efluente do reator R6 com TDH = 1h. ............................................................................................................................................377 Figura B.10: Sólidos suspensos totais (linhas), fixos e voláteis (colunas) no afluente e efluente dos reatores R12 (laranja) e R6 (verde). .....................................................................................................378 Figura B.11: Dados do monitoramento da DBO bruta afluente e efluente dos dois reatores durante a carreira 2, com TDH = 2h ....................................................................................................................379 Figura B.12: Remoção percentual da DBO bruta nos dois reatores durante a carreira 2, com TDH = 2h..............................................................................................................................................................380 Figura B.13: Dados do monitoramento da DQO bruta afluente e na saída dos dois reatores, durante o ensaio 2, com TDH = 2h ......................................................................................................................380 Figura B.14: Remoção percentual da DQO bruta nos dois reatores durante a carreira 2, com TDH = 2h..............................................................................................................................................................381 Figura B.15: Dados do monitoramento de sólidos no afluente e efluente do reator R12 de 12m durante o ensaio 2, com TDH = 2h ...................................................................................................................382 Figura B.16: Dados do monitoramento de sólidos no afluente e efluente do reator R6 de 6m durante o ensaio 2, com TDH = 2h. .....................................................................................................................382 Figura B.17: Dados do monitoramento da DBO bruta afluente e efluente dos dois reatores durante a carreira 3, TDH = 1 hora ......................................................................................................................383 Figura B.18: Remoção percentual da DBO bruta nos dois reatores durante a carreira 3, com TDH = 1h..............................................................................................................................................................383 Figura B.19: Dados do monitoramento da DQO bruta afluente e no efluente dos dois reatores durante a carreira 3, com TDH = 1h ....................................................................................................................384 Figura B.20: Remoção percentual da DQO nos reatores 1 e 2 durante o ensaio 3, com TDH = 1 hora..............................................................................................................................................................384 Figura B.21: Dados do monitoramento de sólidos no afluente e no efluente do reator de 12m durante o ensaio 3, com TDH = 1h ......................................................................................................................385 Figura B.22: Dados do monitoramento de sólidos totais no afluente e no efluente do reator de 6m durante o ensaio 3, com TDH = 1h ......................................................................................................386 Figura B.23: Dados do monitoramento de sólidos suspensos no afluente e no efluente do reator de 12m durante o ensaio 3, com TDH = 1h ......................................................................................................386 Figura B.24: Dados do monitoramento de sólidos suspensos no afluente e no efluente do reator de 6m durante o ensaio 3, com TDH = 1h ......................................................................................................387 Figura B.25: Resultados do monitoramento de nitrogênio no reator de 12m durante a carreira 3, com TDH=1h e 50g/l de meio suporte.........................................................................................................388 Figura B.26: Resultados do monitoramento de nitrogênio no reator de 6m durante a carreira 3, com TDH=1h e 50g/l de meio suporte.........................................................................................................388

371

Figura B.27: Dados do monitoramento da DBO bruta afluente e efluente dos dois reatores durante a carreira 3, TDH = 8 hora. .....................................................................................................................389 Figura B.28: Remoção percentual da DBO bruta nos dois reatores durante a carreira 4, com TDH = 8h e 50g/l...................................................................................................................................................390 Figura B.29: Dados do monitoramento da DQO bruta afluente e efluente dos dois reatores durante a carreira 4, com TDH = 8h ....................................................................................................................391 Figura B.30: Remoção percentual da DQO nos reatores R12 e R6 durante o ensaio 4, com TDH = 8h..............................................................................................................................................................391 Figura B.31: Dados do monitoramento de sólidos totais no afluente e efluente do reator de 12m durante o ensaio 4, com TDH = 8h ......................................................................................................392 Figura B.32: Dados do monitoramento de sólidos totais no afluente e efluente do reator de 6m durante o ensaio 4, com TDH = 8h ...................................................................................................................392 Figura B.33: Dados do monitoramento de sólidos suspensos no afluente e efluente do reator de 12m durante o ensaio 4, com TDH = 8h ......................................................................................................393 Figura B.34: Dados do monitoramento de sólidos suspensos no afluente e efluente do reator de 6m durante o ensaio 4, com TDH = 8h ......................................................................................................393 Figura B.35: Resultados do monitoramento de nitrogênio no reator de 12m durante a carreira 4, com TDH=8h e 50g/l de meio suporte.........................................................................................................394 Figura B.36: Resultados do monitoramento de nitrogênio no reator de 6m durante a carreira 4, com TDH=8h e 50g/l de meio suporte.........................................................................................................394

372

B.1. Seqüência dos Ensaios Realizados

No período inicial do trabalho foram realizadas 4 carreiras de operação com esgoto.

Estes ensaios pertencem ao período citado no item 4.1.2 como avaliação inicial dos reatores.

A primeira carreira foi interrompida com apenas 10 dias, tempo insuficiente para

permitir medições quantitativas do desempenho.

A segunda carreira de avaliação foi realizada com TDH de 2 horas, iniciando-se em

junho de 1998, sendo que há resultados quantitativos disponíveis entre 22 de julho e 5 de

setembro de 1998. No decorrer deste período foi realizado um ensaio de 24h para

caracterização do funcionamento do reator. As determinações efetuadas foram DBO e sólidos,

embora problemas com a rotina de ensaios tenham levado à perda dos dados de sólidos.

Com TDH médio de duas horas foi constatado que o decantador estava permitindo o

arraste de muito lodo e medições do oxigênio dissolvido indicaram a necessidade de vazões

de ar maiores.

Uma das hipóteses discutidas foi de que a calha coletora do decantador permitia

velocidades de arraste das partículas muito grandes. Com isso foram propostas modificações,

como colocar externamente as calhas coletoras e posteriormente a inclusão de calhas coletoras

internas.

As modificações efetuadas para resolver as deficiências identificadas envolveram

modificações no topo (segunda calha coletora), na alimentação de esgoto ao reator e

modificação nos borbulhadores (6 pedras sinterizadas).

Com essas modificações implantadas teve início a terceira carreira do período de

avaliação inicial citada no item 4.1.2. Os reatores foram preenchidos em novembro de 1999, e

dados quantitativos obtidos entre 21 de dezembro de 1999 e fevereiro de 2000, sendo

encerrado o monitoramento após cerca de 45 dias de operação.

As amostras foram colhidas duas vezes por semana, como descrito no item 4.2.4

sempre por volta das 9 horas. As determinações analíticas realizadas foram DBO, DQO,

sólidos, sólidos suspensos e nitrogênio (NTK e nitrogênio amoniacal).

O tempo de detenção adotado para a terceira carreira de operação foi de 1 hora, com o

objetivo de testar o reator e as modificações implantadas nas condições mais extremas,

definindo um limite inferior de desempenho. Durante este período foi efetuada a terceira

campanha de 24 horas.

O período de avaliação inicial encerrou-se com uma quarta carreira, realizada entre o

início de março a meados de junho de 2000, com resultados quantitativos entre 28/03 e 15/06.

373

O TDH adotado foi de 8 horas, para a realização dos ensaios. As determinações analíticas

efetuadas foram DBO, DQO, e nitrogênio. Durante este ensaio foram realizadas mais duas

campanhas de 24 horas.

Em todos os ensaios foram efetuadas medições diárias de temperatura, pH e OD no

topo dos reatores. A temperatura variou em torno de 280C e 290C, o pH manteve-se entre 6,8

e 6,9 indicando condições satisfatórias para a nitrificação. O OD ficou sempre acima de 2

mg/l em ambos os reatores.

A concentração nominal de areia utilizada como meio suporte para os microrganismos

foi de 50g/l. O diâmetro médio da areia é de 0,27mm. As vazões de ar utilizadas foram de

5.500 l/h no reator de 6 metros e de 6.500 l/h no de 12 metros.

B.2 – Resultados das Avaliações ao longo de 24 horas

Aproveitando a oportunidade proporcionada pelos ensaios de 24 horas foram

realizadas determinações analíticas do efluente dos reatores, devido ao pequeno tempo de

detenção hidráulica, permitindo verificar possíveis variações do funcionamento durante um

dia.

Simultaneamente à primeira campanha para caracterização do esgoto afluente,

realizada nos dias 22 e 23/07/98, no início da segunda carreira, foram obtidos os resultados de

DBO apresentados na figura B.1.

0

50

100

150

200

250

300

350

400

12:00 15:00 18:00 21:00 24:00:00 03:00 06:00 09:00Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

Figura B.1: Concentração DBO afluente e efluente dos reatores. Campanha 24 horas (22 e 23/07/98) TDH=2h

374

Em termos médios os resultados foram os seguintes: DBO afluente média 307 mg/l,

efluentes 85mg/l e 130mg/l, respectivamente nos reatores R12 e R6. As remoções médias

foram de 72% e 58%.

Ao final da segunda carreira foi realizada a segunda campanha de medição de 24 horas

para caracterizar o esgoto afluente, nos dias 04 e 05/09/98, obtendo-se os resultados de DBO

apresentados na figura B.2.

0

100

200

300

400

500

600

700

15:00 18:00 21:00 00:00 03:00 06:00 09:00 12:00Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

Figura B.2: Concentração DBO afluente e efluente dos reatores Campanha 24 horas (04 e 05/09/98) TDH = 2h

Com os dados da figura B.2 verifica-se no final do período monitorado uma média de

24 horas da DBO afluente de 405mg/l. A DBO efluente média foi de 120mg/l e 78mg/l para

os reatores de 12m (R12) e 6m (R6) de altura, respectivamente. Em termos de remoção tem-se

médias de 70mg/l e 86mg/l. respectivamente.

Observa-se ainda que a eficiência de remoção não foi constante. A menor eficiência do

reator R12, por exemplo, ocorreu às 6 horas (43%) e a maior às 12 horas (85%).

Na segunda campanha de medições de 24 horas foram determinados ainda os sólidos

totais, fixos e voláteis, cujos resultados são apresentados nas figuras B.3 a B.5 a seguir.

375

0

200

400

600

800

1000

1200

15:00 18:00 21:00 00:00 03:00 06:00 09:00 12:00

Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/L)

ST-Afluente ST-Efluente R12 ST-Efluente R6 Figura B.3: Sólidos totais no esgoto afluente e efluente dos reatores observados ao longo da campanha 2

(04 e 05/09/98). TDH = 2h

0

50

100

150

200

250

300

350

400

15:00 18:00 21:00 00:00 03:00 06:00 09:00 12:00Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SF-Afluente SF-Efluente R12 SF-Efluente R6

* **

* leitura com problema

Figura B.4: Sólidos fixos no esgoto afluente e efluente dos reatores observados ao longo da campanha 2.

(04 e 05/09/98). TDH = 2h

0

200

400

600

800

1000

1200

15:00 18:00 21:00 00:00 03:00 06:00 09:00 12:00Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SV-Afluente SV-Efluente R12 SV-Efluente R6 Figura B.5: Sólidos voláteis no esgoto afluente e efluente dos reatores durante a campanha 2. (04 e

05/09/98). TDH = 2h.

Com os valores dos sólidos percebe-se melhor o funcionamento irregular observado no reator

R12 como ocorrido com a DBO. As 6h e às 9h o reator R12 apresentou concentração de

376

sólidos totais na saída maior do que na entrada. Com menor intensidade ocorreu o mesmo às

21h e 3h. Com os sólidos fixos e os voláteis encontra-se padrão semelhante.

O reator R6, de 6m de altura, apresentou neste ensaio um padrão mais regular de

funcionamento ao longo do dia. Os sólidos totais foram sempre menores no efluente do que

no afluente. Nos sólidos fixos apenas às 9h detectou-se um efluente maior que o afluente.

Entretanto, como faltam dois resultados na série devido a problemas nos ensaios, a

comparação entre os dois reatores não é perfeita.

A terceira campanha de 24 horas foi realizada nos dias 21 e 22/12/99 para a

caracterização do esgoto no início da terceira carreira, efetuada com o TDH de 1 hora,

incluindo também coleta do efluente dos dois reatores. Uma visualização geral dos dados é

conseguida com os gráficos das figuras B.6, B.7 e B.8, que apresentam os dados de DBO e

DQO no esgoto afluente e na saída dos reatores. Observa-se no geral uma baixa eficiência de

tratamento.

0

50

100

150

200

250

300

350

12 15 18 21 24 3 6 9 12Período de Coleta (horas)

Con

cent

racã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

Figura B.6: Variação da DBO ao longo do dia, no esgoto afluente e efluente dos reatores. TDH = 1h

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

1600

1800

12 15 18 21 24 3 6 9 12Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

Figura B.7: Variação da DQO ao longo do dia no esgoto afluente e efluente dos reatores. TDH = 1h.

377

Na figura B.8 as duas linhas na parte superior correspondem aos sólidos totais no

afluente e no efluente do reator de 12m ao longo do dia. As colunas representam os

componentes dos valores representados pelas linhas, ou seja, sólidos fixos e voláteis.

0

100

200

300

400

500

600

700

800

900

1000

12 15 18 21 24 3 6 9 12Período de coleta (horas)

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(m

g/l)

SF-Afluente SV-Afluente SF-Efluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente

Figura B.8: Sólidos totais, fixos e voláteis ao longo de um dia no afluente e no efluente do reator R12 com TDH = 1h.

Na figura B.8 verifica-se que, apesar dos resultados ruins no tratamento, o

comportamento com relação aos sólidos do reator R12 foi mais regular que no ensaio anterior.

Apenas na amostra das 24h registrou-se sólidos totais maiores no efluente do que no afluente,

sendo esta parcela proveniente dos sólidos fixos. Os sólidos voláteis foram maiores apenas às

9 horas.

O mesmo esquema de sobreposição de valores no gráfico é usado na figura B.9, que

apresenta por linhas os sólidos totais no esgoto afluente e efluente do reator de 6m e por

colunas seus componentes fixos e voláteis.

0100200300400500600700800900

1000

12 15 18 21 24 3 6 9 12Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SF-Afluente SV-Afluente SF-Efluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente

Figura B.9 Sólidos totais, fixos e voláteis ao longo do dia no afluente e no efluente do reator R6 com TDH = 1h.

378

Comparando-se as figuras B.8 e B.9 verifica-se que o comportamento dos dois

reatores foi bastante semelhante. Sólidos totais maiores no efluente apenas às 24h e voláteis

apenas às 9h. Com isso pode-se talvez postular que os problemas de funcionamento

hidrodinâmico que ocorreram com TDH de 2 horas não se repetiram na carreira com TDH =

1h.

A figura B.10 utiliza a mesma convenção da figura B.9 para representar os sólidos

suspensos, sendo os tons azuis referentes ao afluente, os amarelos ao efluente do reator de

12m e os verdes ao efluente do reator de 6 metros.

0

50

100

150

200

250

300

350

400

450

12 15 18 21 24 3 6 9 12

Período de Coleta (horas)

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SSF-Afluente SSV-Afluente SSF-Eflu R12 SSV-Eflu R12 SSF-Eflu R6SSV-Efluente R6 SST-Afluente SST-Eflu R12 SST-Eflu R6

Figura B.10: Sólidos suspensos totais (linhas), fixos e voláteis (colunas) no afluente e efluente dos reatores R12 (laranja) e R6 (verde).

Percebe-se na figura B.10 que o reator R12 apresentou um pico de liberação de sólidos

suspensos bastante elevado às 15 horas, mais de duas vezes maior que a entrada. O reator R6

também apresenta um pico de liberação de sólidos suspensos às 21h, embora bem menos

acentuado e menor que o valor na entrada.

379

B.3. Resultados do Monitoramento da Operação Inicial

B.3.1. Carreira 2 – TDH = 2 horas

Os dados obtidos ao longo dessa carreira de ensaios são apresentados nas Figuras B.11

a B.16 para, consecutivamente, DBO, DQO e sólidos totais, fixos e voláteis. O

monitoramento durou aproximadamente 45 dias, podendo-se notar que as determinações

analíticas nesse período inicial não foram efetuadas simultaneamente para todos os índices

monitorados e também que ocorreu uma certa irregularidade nas datas de coleta.

B.3.1.1. D.B.O

São disponíveis 6 resultados de DBO bruta no período da carreira 2, cujos valores

numéricos são apresentados na tabela A-C2.1 do anexo A. A figura B.11 apresenta os

resultados em forma gráfica.

0

100

200

300

400

500

600

23/7 30/7 6/8 13/8 20/8 27/8 3/9

Con

cent

raçã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6 Figura B.11: Dados do monitoramento da DBO bruta afluente e efluente dos dois reatores durante a

carreira 2, com TDH = 2h

A DBO afluente média no período foi de 397mg/l, com desvio padrão de 123mg/l. O

efluente do reator 6m foi pior em 3 das 6 leituras, registrando-se ainda 3 leituras com DBO

efluente dos dois reatores praticamente iguais.

As remoções percentuais relativas aos dados de afluente e efluente da carreira 2

mostrados na figura B.11 são apresentadas na figura B.12.

380

20

30

40

50

60

70

80

90

23/7 30/7 6/8 13/8 20/8 27/8 3/9

Rem

oção

(%)

R12 R6 Figura B.12: Remoção percentual da DBO bruta nos dois reatores durante a carreira 2, com TDH = 2h

Observa-se no período uma remoção média de 63% e 54% para os reatores de 12m e

6m, respectivamente. Os dois reatores apresentaram o mesmo padrão, com remoções

decrescentes na primeira metade do período, voltando a crescer ligeiramente no final do

período monitorado.

B.3.1.2. D.Q.O

São disponíveis apenas 5 resultados de DQO bruta para a carreira 2, cujos valores

numéricos são apresentados na tabela A-C2.2 do anexo A. A figura B.13 apresenta em forma

gráfica os valores da DQO afluente e efluente de ambos os reatores.

300500700900

1100130015001700190021002300

31/7 7/8 14/8 21/8 28/8 4/9

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6 Figura B.13: Dados do monitoramento da DQO bruta afluente e na saída dos dois reatores, durante o

ensaio 2, com TDH = 2h

381

A DQO afluente registrada no período sofreu duas oscilações grandes em relação à

média, nos dias 31/07 e 27/07, fazendo supor resultados anômalos, inclusive porque o

primeiro é muito inferior ao resultado no efluente dos reatores. A despeito dessas

inconsistências, aceitáveis num contexto de ensaios exploratórios iniciais da capacidade dos

reatores, pode-se apontar uma DQO afluente média no período de 1534mg/l, com desvio

padrão de 287mg/l.

Diferentemente do registrado com a DBO, em que em duas ocasiões o reator de 6m foi

muito pior que o de 12m, no caso da DQO os resultados foram mais homogêneos. As médias

efluentes foram de 1073mg/l e 984mg/l, com desvios padrão de 689mg/l e 744mg/l, para os

reatores de 12m e 6m, respectivamente.

As remoções percentuais relativas aos dados de DQO afluente e mostrados na figura

B.13 são apresentadas na figura B.14.

30

40

50

60

70

80

90

24/8 25/8 26/8 27/8 28/8 29/8 30/8 31/8 1/9 2/9 3/9 4/9 5/9

Rem

oção

(%)

R12 R6 Figura B.14: Remoção percentual da DQO bruta nos dois reatores durante a carreira 2,

com TDH = 2h

B.3.1.3. Sólidos

Assim como no caso da DQO são disponíveis apenas 5 resultados de sólidos totais

para a carreira 2, cujos valores numéricos são apresentados nas tabelas A-C2.3 e A-C2.4 do

anexo A. A figura B.15 apresenta graficamente os valores de sólidos totais, fixos e voláteis no

afluente e na saída do reator de 12m.

382

0100200300400500600700800900

1000

23/7 30/7 6/8 13/8 20/8 27/8 3/9

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente

Figura B.15: Dados do monitoramento de sólidos no afluente e efluente do reator R12 de 12m durante o ensaio 2, com TDH = 2h

0100200300400500600700800900

1000

23/7 30/7 6/8 13/8 20/8 27/8 3/9

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente

Figura B.16: Dados do monitoramento de sólidos no afluente e efluente do reator R6 de 6m durante o ensaio 2, com TDH = 2h.

Observa-se nas figuras B.15 e B.16 um padrão semelhante de retenção de sólidos

totais, com exceção do último ensaio, em que o reator de maior altura apresentou uma

liberação maior que a entrada. Embora os totais no reator de 6m sejam inferiores ao afluente

nesta amostra, verifica-se que os sólidos fixos foram muito maiores no efluente, indicando

uma perda de meio suporte. Este fato ocorrera anteriormente, no dia 8/07, no reator de 12m.

B.3.2. Carreira 3 – TDH = 1 hora

Os dados obtidos ao longo da terceira carreira de ensaios, realizada com TDH de 1

hora são apresentados no anexo A. O monitoramento durou cerca de 20 dias, efetuado no mês

de janeiro de 2000.

383

B.3.2.1. D B O

São disponíveis apenas 4 resultados de DBO bruta no período da carreira 3, cujos

valores numéricos são apresentados na tabela A-C3.1 do anexo A.

Para ilustração da situação do ensaio de 1 hora, são apresentados em gráfico os dados

do monitoramento da DBO, na figura B.17.

0

50

100

150

200

250

300

350

18/1 19/1 20/1 21/1 22/1 23/1 24/1 25/1 26/1 27/1 28/1

Con

cent

raçã

o D

BO (m

g/l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6 Figura B.17: Dados do monitoramento da DBO bruta afluente e efluente dos dois reatores durante a

carreira 3, TDH = 1 hora

A DBO média de entrada foi de (276 ± 19,8)mg/l e os valores efluentes médios dos

reatores foram de 148mg/l e 174mg/l, respectivamente para os reatores de 12m e 6m, sendo a

faixa de erro correspondente a 1 desvio padrão.

A figura B.18 apresenta os resultados em termos de remoção percentual.

2025303540455055606570

18/1 19/1 20/1 21/1 22/1 23/1 24/1 25/1 26/1 27/1 28/1 Data

Rem

oção

(%)

R12 R6 Figura B.18: Remoção percentual da DBO bruta nos dois reatores durante a carreira 3, com TDH = 1h

Verifica-se na figura B.18 que as remoções em termos percentuais foram baixas, como

já se podia esperar dos valores apresentados na figura B.17.

384

B.3.2.2. D Q O

Os resultados dos ensaios de DQO realizados ao longo da carreira 3 são apresentados

na tabela A-C3.2 do anexo A. A figura B.19 apresenta graficamente os resultados da DQO no

afluente e no efluente dos dois reatores.

0

200

400

600

800

1000

1200

12/1 13/1 14/1 15/1 16/1 17/1 18/1 19/1 20/1 21/1 22/1 23/1 24/1 25/1 26/1 27/1 28/1

Con

cent

raçã

o D

QO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

Figura B.19: Dados do monitoramento da DQO bruta afluente e no efluente dos dois reatores durante a carreira 3, com TDH = 1h

A DQO média afluente foi de 724mg/l e a efluente foi de 215mg/l e 259mg/l para os

reatores de 12m e 6m, respectivamente. A figura B.20 apresenta os resultados do tratamento

em termos de remoção percentual.

0102030405060708090

100

12/1 13/1 14/1 15/1 16/1 17/1 18/1 19/1 20/1 21/1 22/1 23/1 24/1 25/1 26/1 27/1 28/1

Rem

oção

(%)

R12 R6

Figura B.20: Remoção percentual da DQO nos reatores 1 e 2 durante o ensaio 3, com TDH = 1 hora

Observa-se na figura B.20 que as remoções médias de DQO foram de

aproximadamente 70% nos dois reatores, com tempo de detenção hidráulico de 1 hora.

385

B.3.2.3 Sólidos

Na carreira 3 foram obtidos 6 resultados de sólidos totais, cujos valores numéricos são

apresentados nas tabelas A-C3.3 e A-C3.4 do anexo A. A figura B.21 apresenta graficamente

os valores de sólidos totais, fixos e voláteis no afluente e efluente do reator de 12m.

0100200300400500600700800900

1000

12/1 13/1 14/1 15/1 16/1 17/1 18/1 19/1 20/1 21/1 22/1 23/1 24/1 25/1 26/1 27/1 28/1

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente

Figura B.21: Dados do monitoramento de sólidos no afluente e no efluente do reator de 12m durante o ensaio 3, com TDH = 1h

Observa-se na figura B.21 que duas amostras, nos dias 13/01 e 18/01, apresentaram

maior quantidade de sólidos totais no efluente do que no afluente e em quatro das amostras o

total de sólidos fixos que sai é maior ou igual ao que entra. O padrão geral de funcionamento

anterior indicava um acúmulo de sólidos no reator e como nesse ensaio isso não ocorre, pode

indicar problemas na manutenção do leito devido a limitações hidrodinâmicas. O padrão geral

esperado de sólidos voláteis na saída superiores aos da entrada, devido ao crescimento da

biomassa, também não se verificou nesse período. As exceções foram justamente os dias 13 e

18/01 já citados, indicando novamente que provavelmente ocorreu carreamento do leito do

reator.

A figura B.22 apresenta as determinações analíticas de sólidos realizadas no reator de

6m de altura durante a carreira 3. É interessante verificar na figura B.22 que o reator de 6m,

ao contrário do mais alto (R12), apresentou funcionamento regular com relação ao padrão

esperado de retenção de sólidos.

386

0100200300400500600700800900

1000

12/1 13/1 14/1 15/1 16/1 17/1 18/1 19/1 20/1 21/1 22/1 23/1 24/1 25/1 26/1 27/1 28/1

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente Figura B.22: Dados do monitoramento de sólidos totais no afluente e no efluente do reator de 6m durante

o ensaio 3, com TDH = 1h

A figura B.22 permite verificar que em todas as amostras a quantidade de sólidos fixos

no afluente é maior que no efluente, indicando retenção de meio suporte no reator. Por outro

lado, esperava-se uma maior presença de sólidos voláteis no efluente. Os dados indicam

provavelmente que estava ocorrendo acúmulo de biomassa no reator, ou que ocorreram

expulsões do leito não registradas pela amostragem. Apesar dessa incerteza, pelo que foi

registrado nas amostragens realizadas o reator de menor altura indica um funcionamento

hidrodinâmico mais estável nas condições do ensaio 3, realizado com TDH de 3h e 50g/l de

concentração inicial de areia.

Dando continuidade à estratégia de ampliação gradual dos parâmetros de

monitoramento, a partir da carreira 3 iniciaram-se os ensaios de sólidos suspensos.

A figura B.23 apresenta os resultados obtidos com o reator de 12m e a figura B.24 os

do reator de 6m de altura. Os dados numéricos originais encontram-se no anexo A, tabelas A-

C3.5 e A-C3.6.

0

100

200

300

400

500

600

12/1 13/1 14/1 15/1 16/1 17/1 18/1 19/1 20/1 21/1 22/1 23/1 24/1 25/1 26/1 27/1 28/1

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SSF-Afluente SSF-Efluente SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente SST-Efluente

Figura B.23: Dados do monitoramento de sólidos suspensos no afluente e no efluente do reator de 12m durante o ensaio 3, com TDH = 1h

387

É interessante verificar na comparação da figura B.23 com a B.21 que o padrão

verificado na amostra dos dias 13/01 e 18/01 repete - se no caso dos sólidos suspensos, dando

outro indício de expulsão do leito pelo reator.

A figura B.24 apresenta os sólidos suspensos determinados no reator de 6m.

0

50

100

150

200

250

300

350

400

12/1 13/1 14/1 15/1 16/1 17/1 18/1 19/1 20/1 21/1 22/1 23/1 24/1 25/1 26/1 27/1 28/1

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SSF-Afluente SSF-Efluente SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente ST-Efluente

Figura B.24: Dados do monitoramento de sólidos suspensos no afluente e no efluente do reator de 6m durante o ensaio 3, com TDH = 1h

O comportamento do reator de 6m com relação aos sólidos suspensos repete o padrão

observado com os sólidos totais, registrando-se acúmulo em todas as observações. É

interessante observar que, pelas concentrações de sólidos suspensos voláteis muito baixas na

saída, estaria ocorrendo pouco crescimento disperso de biomassa, corroborado pelos baixos

resultados de remoção de DBO e DQO.

B.3.2.4 Nitrogênio

A partir da carreira 3 foram iniciados também os ensaios de monitoramento da matéria

nitrogenada. Os resultados obtidos na carreira 3 são apresentados no anexo A, tabelas A-C3.7

e A-C3.8.

A figura B.25 permite observar graficamente o comportamento do reator de 12m com

TDH = 1h.

388

0,0

20,0

40,0

60,0

80,0

100,0

120,0

12/1 13/1 14/1 15/1 16/1 17/1 18/1 19/1 20/1 21/1 22/1 23/1 24/1 25/1 26/1 27/1 28/1

Con

cent

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente Nitrato-Eflu Nitrito-Efluente Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu

Figura B.25: Resultados do monitoramento de nitrogênio no reator de 12m durante a carreira 3, com TDH=1h e 50g/l de meio suporte

Considerando ausência de nitrito e nitrato no afluente, pode-se tomar o nitrogênio

Kjeldahl como o total afluente. Usando a soma do nitrito, nitrato e nitrogênio Kjeldahl no

efluente tem-se o nitrogênio total efluente, sendo a diferença entre os dois totais a quantidade

removida nos reatores. Observando-se a figura B.25 verifica-se que uma entrada de cerca de

100mg-N/l foi reduzida para cerca de 40mg-N/l no reator de 12m, a maioria na forma de

nitrato.

A figura B.26 apresenta os resultados do reator de 6m com relação ao nitrogênio.

Os resultados obtidos podem ter sido influenciados devido à maneira da coleta das

amostras do esgoto afluente e efluente, descritos no item 4.2.4.

0,0

20,0

40,0

60,0

80,0

100,0

120,0

12/1 13/1 14/1 15/1 16/1 17/1 18/1 19/1 20/1 21/1 22/1 23/1 24/1 25/1 26/1 27/1 28/1

Con

cent

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu

Figura B.26: Resultados do monitoramento de nitrogênio no reator de 6m durante a carreira 3, com TDH=1h e 50g/l de meio suporte

Observa-se que o reator de 6m, embora com remoções de nitrogênio semelhantes,

apresentou teores significativos de nitrogênio amoniacal e de nitrito no efluente, enquanto que

o de maior altura praticamente só apresentou nitrato.

389

B.3.3. Carreira 4 – TDH = 8 horas

Os resultados do monitoramento do último ensaio realizado na etapa de avaliação

inicial são apresentados na íntegra no anexo A, tabelas A-C4.1 a A-C4.8. O período de

monitoramento com retirada de amostras para análise durou cerca de 80 dias, entre final de

março e meados de junho de 2000.

B.3.3.1. D.B.O

Os resultados dos ensaios de DBO realizados ao longo da carreira 4 são apresentados

na tabela A-C4.1 do anexo A.

Inicialmente é apresentado o desempenho quanto à remoção de DBO nas figuras B.27

e B.28.

0

50

100

150

200

250

300

350

400

450

28.03 04.04 11.04 18.04 02.05 09.05 17.05 23.05 30.05 06.06 13.06

Con

cent

raçã

o D

BO

(mg/

l)

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

Figura B.27: Dados do monitoramento da DBO bruta afluente e efluente dos dois reatores durante a carreira 3, TDH = 8 hora.

A DBO média de entrada foi de (357 ± 52)mg/l e os valores efluentes médios dos

reatores foram de (65 ± 53)mg/l e (45 ± 30)mg/l, respectivamente para os reatores de 12m e

6m, sendo as faixas de erro correspondentes a 1 desvio padrão.

Verificou-se, portanto, uma remoção satisfatória de matéria orgânica considerando a

DBO bruta, embora o registro de alguns valores altos no terço final do período mereça

consideração.

A apresentação dos resultados da DBO em termos de percentagem de remoção,

conforme a figura B.28 a seguir, permite verificar melhor esses detalhes do funcionamento

dos reatores durante o ensaio.

390

0

20

40

60

80

100

120

28.03 04.04 11.04 18.04 02.05 09.05 17.05 23.05 30.05 06.06 13.06

Rem

oção

( %

)

R12 R6

Figura B.28: Remoção percentual da DBO bruta nos dois reatores durante a carreira 4, com TDH = 8h e 50g/l

A remoção média no período foi de 82% para o reator de 12m e de 87% para o reator

menor, de 6m de altura. Observa-se que a eficiência dos dois reatores oscila levemente em

resposta às variações da carga, aumentando quando a DBO na entrada diminui e vice-versa.

As exceções a esse padrão, após as leituras iniciais, ocorrem apenas nas leituras de 06.06 em

ambos os reatores e em 08.06 no reator R12. Esta última reforça a suspeita de problemas na

manipulação da amostra no dia 08.06, dados os valores altos encontrados na DQO do mesmo

dia. Esse problema pode ter sido causado também por uma variação na vazão afluente do

reator R12, identificada nessa mesma situação, que levou o R12 a operar com vazões mais

elevadas entre os dias 6 e 8 de junho, o que pode ter provocado um carreamento de biomassa.

A diferença de 5% em favor do reator R6 não era esperada em virtude de sua menor

altura e menor capacidade de transferência de oxigênio. Visualmente constatou-se durante o

decorrer do ensaio que a aparência da fluidização era mais homogênea no reator menor, ao

passo que eram visíveis oscilações maiores na superfície da área de liberação de ar no reator

R12. Posteriormente, com o término do ensaio, constatou-se que duas das seis pedras

sinterizadas do borbulhador do reator de maior altura (R12) haviam se quebrado em algum

momento durante o ensaio.

B.3.3.2. D Q O

Os resultados dos ensaios de DQO realizados ao longo da carreira 4 são apresentados

na tabela A-C4.2 do anexo A. A figura B.29 apresenta graficamente os resultados da DQO no

afluente e efluente dos dois reatores.

391

0

100

200

300

400

500

600

700

800

900

28.03 04.04 11.04 18.04 02.05 09.05 17.05 23.05 30.05 06.06 13.06

Con

cent

raçã

o D

QO

Eflu

ente

( m

g/l )

Afluente Efluente-R12 Efluente-R6

Figura B.29: Dados do monitoramento da DQO bruta afluente e efluente dos dois reatores durante a carreira 4, com TDH = 8h

A média de DQO afluente foi de (626 ± 84)mg/l. A DQO efluente foi de

(165 ± 169)mg/l e (173 ± 170)mg/l, para os reatores de 12m e de 6m, respectivamente, sendo

as faixas de erro correspondentes a 1 desvio padrão.

Observam-se dois picos na série de DQO, sendo um no reator R6 em 25/04/2000 e o

outro no reator R12 em 08/06/2000. Considera-se que esses 2 resultados podem não ser

confiáveis, dado que os valores são superiores ao do esgoto afluente, coletado 8 horas antes, e

tendo em vista também tanto o bom desempenho verificado no restante do período quanto a

sincronia entre os resultados da DBO e DQO.

A remoção percentual de DQO é apresentada na figura B.30 a seguir, com exceção dos

dois valores anômalos já referidos.

0

20

40

60

80

100

120

28.03 04.04 11.04 18.04 02.05 09.05 17.05 23.05 30.05 06.06 13.06

Rem

oção

(%)

R12 R6

Figura B.30: Remoção percentual da DQO nos reatores R12 e R6 durante o ensaio 4, com TDH = 8h

Os resultados em termos de remoção percentual da DQO reforçam os padrões de

comportamento comentados anteriormente. Para DQO as remoções médias obtidas foram de

392

81% para o reator R12 e 79% para o reator R6, desconsiderando-se as leituras dos dias 25.04

e 8 de junho de 2000.

B.3.3.3. Sólidos

Os resultados obtidos no monitoramento de sólidos na carreira 4 estão reunidos no

anexo A, tabelas A-C4.3 a A-C4.6. Os dados de sólidos totais são apresentados graficamente

nas figuras B.31 e B.32 para os reatores R12 e R6, respectivamente.

0100200300400500600700800900

1000

28.03 04.04 11.04 04.05 11.05 18.05 25.05 01.06 08.06 15.06

Con

cent

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente

Figura B.31: Dados do monitoramento de sólidos totais no afluente e efluente do reator de 12m durante o ensaio 4, com TDH = 8h

0100200300400500600700800900

1000

28.03 04.04 11.04 04.05 11.05 18.05 25.05 01.06 08.06 15.06

Con

cnet

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SF-Afluente SF-Efluente SV-Afluente SV-Efluente ST-Afluente ST-Efluente

Figura B.32: Dados do monitoramento de sólidos totais no afluente e efluente do reator de 6m durante o ensaio 4, com TDH = 8h

Observa-se que o reator R12, de maior altura, liberou em média mais sólidos que o

reator R6 de menor altura durante o período da carreira 4. O esgoto afluente registra uma

média de 730mg/l durante o período, ao passo que no reator R12 tem-se 595mg/l e no R6

tem-se 493mg/l.

393

Observa-se ainda um pico de liberação de sólidos no R12 no dia 08/06, mesmo dia em

que as leituras de DQO registraram comportamento anômalo.

As figuras B.33 e B.34 contêm as informações obtidas quanto a sólidos suspensos nos

dois reatores. As determinações analíticas apresentaram alguns problemas nos valores de

sólidos voláteis durante o mês de abril, obtendo-se dados sem inconsistências a partir de maio.

0

50

100

150

200

250

300

350

400

28.03 04.04 11.04 18.04 02.05 09.05 17.05 23.05 30.05 06.06 13.06

Con

cent

raçã

o S

ólid

os (m

g/l)

SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluenter SST-Efluente

Figura B.33: Dados do monitoramento de sólidos suspensos no afluente e efluente do reator de 12m durante o ensaio 4, com TDH = 8h

0

50

100

150

200

250

300

350

400

28.03 04.04 11.04 18.04 02.05 09.05 17.05 23.05 30.05 06.06 13.06

Con

cnet

raçã

o Só

lidos

(mg/

l)

SSV-Afluente SSV-Efluente SST-Afluente SST-Efluente Figura B.34: Dados do monitoramento de sólidos suspensos no afluente e efluente do reator de 6m durante

o ensaio 4, com TDH = 8h

Com relação aos sólidos suspensos voláteis, foram obtidos valores maiores no efluente

do que no afluente em 3 amostras do reator R12, conforme a figura B.33. No reator R6 não foi

registrada nenhuma amostra com este comportamento.

394

B.3.3.4. Nitrogênio

Os valores numéricos do monitoramento de nitrogênio na carreira 4 estão reunidos no

anexo A, tabelas A-C4.7 e A-C4.8. A análise do nitrogênio total Kjeldahl, está disponível a

partir do mês de maio. Os valores do nitrogênio no afluente em comparação com o nitrogênio

no efluente na forma de nitrato, nitrito e nitrogênio amoniacal, são apresentados nas figuras

B.35 e B.36 para os reatores de 12m e 6m, respectivamente.

0

20

40

60

80

100

120

09.05 11.05 17.05 18.05 23.05 25.05 30.05 01.06 06.06 08.06 13.06 15.06

Con

cent

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu

Figura B.35: Resultados do monitoramento de nitrogênio no reator de 12m durante a carreira 4, com TDH=8h e 50g/l de meio suporte

0

20

40

60

80

100

120

09.05 11.05 17.05 18.05 23.05 25.05 30.05 01.06 06.06 08.06 13.06 15.06

Con

cnet

raçã

o (m

g-N

/l)

NTK-Afluente Nitrato-Eflu Nitrito-Eflu Nitrogênio Amoniacal-Eflu N Total Eflu

Figura B.36: Resultados do monitoramento de nitrogênio no reator de 6m durante a carreira 4, com TDH=8h e 50g/l de meio suporte

Considerando ausência de nitrito e nitrato na entrada, pode-se tomar o nitrogênio

Kjeldahl como o total afluente. Usando a soma do nitrito, nitrato, e nitrogênio Kjeldahl no

efluente tem-se o nitrogênio total efluente, sendo a diferença entre os dois totais a quantidade

removida nos reatores. Esse balanço mostra uma redução média durante o mês de maio de

62% para o reator R12 e de 68% para o reator R6. Os resultados foram, novamente,

ligeiramente melhores para o reator de menor altura.

395

No reator R12 a maior parte do nitrogênio no efluente encontra-se na forma de

nitrogênio orgânico e nitrato. Esse fato indica que o excesso de oxigênio disponível no reator

estaria impedindo o crescimento ideal das zonas anóxicas no biofilme.

No reator R6, apesar dos resultados ligeiramente melhores na remoção percentual,

pode-se verificar que a maior parte do nitrogênio no efluente encontra-se sob a forma de

nitrogênio amoniacal, a partir do dia 23/05. Esse resultado pode indicar que ocorreu uma

modificação grande na biomassa do reator R6, refletida na queda dos valores da concentração

de nitrato a partir do dia 18/05 e no crescimento da concentração de nitrogênio amoniacal.

Entretanto, não existem dados para avaliar essa hipótese de forma mais conclusiva.

Analisando os dados em conjunto e considerando a quebra de duas pedras do injetor

do reator R12, constatada posteriormente, pode-se aventar a hipótese de que a quebra tenha

ocorrido ao redor do dia 06 de junho. A mudança acarretada nas condições do leito fluidizado

pode ter sido a causa do carreamento de sólidos para fora do reator, causando as leituras

elevadas verificadas. Após alguns dias, com a expulsão do material em excesso nas novas

condições hidrodinâmicas, haveria uma tendência a estabilização dos valores. A diminuição

dos sólidos totais e voláteis observada no dia 13 de junho seria um indicativo dessa tendência.

Entretanto, o desempenho do reator R6 foi consistentemente melhor ao longo do

período, indicando a possibilidade de que a faixa de valores de expansões do leito, vazões de

ar e da circulação de água resultante, não tenham sido as ideais para a maior altura,

ocasionando maior quantidade de pistonamento e turbulência, com os reflexos atingindo a

formação dos biofilmes.

396

ANEXO C – Programa Ajuste KLa

397

C.1. Listagem das rotinas em EXCEL-BASIC utilizadas no ajuste. ' PROGRAMA PARA AJUSTE NÃO LINEAR DO KLA Baseado no O2TRANS.FOR, ASCE 2-90 ASCE STANDARD: Measurement of Oxigen Transfer in Clean Water ' ' Composto pelas seguintes macros : ' Kla_Inicializa () ------ inicializa as variaveis necessárias ' - supõe dados brutos numa planilha diferente ' da planilha base para os cálculos e gráfico ' - pode ser usada de forma independente ' Calcula () ------------ implementa o algoritmo do programa original ' para ajuste não linear (ASCE) ' Apresenta_Resultados()-- recupera os valores calculados e apresenta ' os dados do ajuste na planilha de trabalho ' Ajusta() ------------ funciona como programa principal, acionando ' as demais rotinas na ordem necessária. ' Dim OD(100) As Double Dim Tempo(100), F_ajust(100), Residuo(100) As Double Dim k1, k2, k3, SSQ, OSSQ, Error, xkla As Double Dim a11, a12, a13, a22, a23, a33, Cs, C0 As Double Dim Num_pontos As Integer Dim Maxit As Integer Dim Erro_maximo, T_ini As Double Dim nome_origem As String Dim nome_destino, nome_Arquivo As String Dim rotina1, rotina2, rotina3 As String Public Sub Ajusta() nome_Arquivo = ActiveWindow.Caption rotina1 = nome_Arquivo & "!Kla_Inicializa" rotina2 = nome_Arquivo & "!Calculos" rotina3 = nome_Arquivo & "!Apresenta_Resultados" Application.Run rotina1 Application.Run rotina2 End Sub Sub Kla_Inicializa() ' ' define valores iniciais de onde estão os dados brutos nome_destino = ActiveSheet.Name ' planilha base dos calculos nome_origem = Cells(2, 3).Value ' local dos dados brutos do ensaio Lin_Ini = Cells(3, 3).Value Lin_Fim = Cells(4, 3).Value Col_Ini = Cells(5, 3).Value T_ini = Cells(6, 3).Value Maxit = Cells(3, 6).Value Num_pontos = Lin_Fim - Lin_Ini + 1 ' Inicia a busca de dados na planilha com resultados do ensaio Sheets(nome_origem).Select ' vai p/ planilha c/ dados originais For I = 1 To Num_pontos

398

Ind_Lin = I - 1 + Lin_Ini OD(I) = Cells(Ind_Lin, Col_Ini + 1).Value Tempo(I) = Cells(Ind_Lin, Col_Ini).Value - T_ini Next I ' Já leu e atribuiu valores às variáveis internas, ' agora coloca na planilha base Sheets(nome_destino).Select ' vai p/ planilha base For I = 1 To Num_pontos Ind_Lin = 13 + I ' atenção, este valor 13 está fixo no momento Cells(Ind_Lin, 3).Value = OD(I) Cells(Ind_Lin, 2).Value = Tempo(I) Next I ' Termina p/ o usuario verificar no gráfico se os pontos estão bons ' Caso contrario, define novos limites e reinicializa o problema ' Quando dados OK, inicia o cálculo Range("c13").Select End Sub Sub Calculos() ' passo 2 - inicialização das variáveis k = 0 OSSQ = 0# Sheets(nome_destino).Select Cs = Cells(8, 3).Value C0 = Cells(9, 3).Value xkla = Cells(10, 3).Value For I = 1 To Num_pontos F_ajust(I) = Cs - (Cs - C0) * Exp(-xkla * Tempo(I)) Residuo(I) = OD(I) - F_ajust(I) OSSQ = OSSQ + Residuo(I) ^ 2 Next I volta: k = k + 1 a11 = 0# a12 = 0# a13 = 0# a22 = 0# a23 = 0# a33 = 0# c1 = 0# c2 = 0# c3 = 0# SSQ = 0# ' Passo 3 cria as equações do modelo linearizado, usando minimos quadrados For I = 1 To Num_pontos z2 = Exp(-xkla * Tempo(I)) z1 = 1# - z2 z3 = Tempo(I) * z2 * (Cs - C0) a11 = a11 + z1 * z1 a12 = a12 + z1 * z2 a13 = a13 + z1 * z3 a22 = a22 + z2 * z2 a23 = a23 + z2 * z3 a33 = a33 + z3 * z3 F_ajust(I) = Cs - (Cs - C0) * z2 Residuo(I) = OD(I) - F_ajust(I) c1 = c1 + Residuo(I) * z1 c2 = c2 + Residuo(I) * z2 c3 = c3 + Residuo(I) * z3 Next I ' Passo 4 - solução das equações para correção da estimativa de mínimos ' quadrados anterior

399

' d1 = a11 * a22 - a12 * a12 d2 = a11 * c3 - a13 * c1 d3 = a11 * a23 - a13 * a12 d4 = a33 * a11 - a13 * a13 d5 = a11 * c2 - a12 * c1 bn3 = d1 * d2 - d3 * d5 bd3 = d1 * d4 - d3 * d3 b3 = bn3 / bd3 bn2 = d5 - d3 * b3 b2 = bn2 / d1 b1 = (c1 - a12 * b2 - a13 * b3) / a11 ' Passo 5 - atualiza as estimativas e soma dos quadrados k1 = b1 + Cs k2 = b2 + C0 k3 = b3 + xkla For I = 1 To Num_pontos F_ajust(I) = k1 - (k1 - k2) * Exp(-k3 * Tempo(I)) Residuo(I) = OD(I) - F_ajust(I) SSQ = SSQ + Residuo(I) ^ 2 Next I ' Passo 6 - testa a convergência dos parâmetros If (Abs(b1 / k1) >= 0.00001) Then GoTo naoconverge If (Abs(b2 / k2) >= 0.00001) Then GoTo naoconverge If (Abs(b3 / k3) >= 0.00001) Then GoTo naoconverge ' Parâmetros convergiram, testa soma dos quadrados If (Abs((OSSQ - SSQ) / SSQ) >= 0.000001) Then GoTo naoconverge ' Iterações convergiram - registrar os parâmetros na planilha Application.Run rotina3 ' "AjusteKla.XLS!Apresenta_Resultados" GoTo fim naoconverge: ' testa numero de iterações If (k > Maxit) Then ' não convergiu, mostra os valores resultantes Cells(7, 5).Value = "Não Convergiu ! ! !" Cells(8, 4).Value = k1 Cells(9, 4).Value = k2 Cells(10, 4).Value = k3 Cells(11, 4).Value = SSQ Else ' recomeça com as novas estimativas Cs = k1 C0 = k2 xkla = k3 OSSQ = SSQ GoTo volta End If fim: End Sub

400

Sub Apresenta_Resultados() Dim vark1, vark2, vark3 As Double ' ' Iterações convergiram Sheets(nome_destino).Select Cells(1, 8).Value = "C Á L C U L O T E R M I N A D O ! ! !" Cells(8, 4).Value = k1 Cells(9, 4).Value = k2 Cells(10, 4).Value = k3 Cells(11, 4).Value = SSQ xdf = Num_pontos - 3# rsm = SSQ / xdf Error = Sqr(rsm) ' Passo 7 - calcula os desvios padrão das estimativas dos parâmetros dtp = a11 * a22 * a33 + 2# * a12 * a13 * a23 detn = a11 * a23 ^ 2 + a22 * a13 ^ 2 + a33 * a12 ^ 2 det = dtp - detn e11 = a22 * a33 - a23 ^ 2 e22 = a11 * a33 - a13 ^ 2 e33 = a11 * a22 - a12 ^ 2 vark1 = (e11 / det) * rsm vark2 = (e22 / det) * rsm vark3 = (e33 / det) * rsm sigCs = Sqr(vark1) sigC0 = Sqr(vark2) sigKl = Sqr(vark3) ' escreve os valores na tabela base Cells(3, 8).Value = "Desvios Padrão dos Parâmetros Estimados" Cells(5, 8).Value = "SigmaCs =" Cells(6, 8).Value = "SigmaC0 =" Cells(7, 8).Value = "SigmaKla =" Cells(5, 9).Value = sigCs Cells(6, 9).Value = sigC0 Cells(7, 9).Value = sigKl Cells(4, 9).Value = "Absolutos" Cells(4, 10).Value = "Percentuais" Cells(5, 10).Value = sigCs / Cs * 100 Cells(6, 10).Value = sigC0 / C0 * 100 Cells(7, 10).Value = sigKl / xkla * 100 Cells(8, 8).Value = "Erro estimado com a média dos" Cells(9, 8).Value = "resíduos =" Cells(9, 9).Value = Error End Sub